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REPUBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD DEL ZULIA FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERÍA DE GAS DISEÑO DE UNA UNIDAD DE PURIFICACIÓN DE LA CORRIENTE DE CO 2 QUE PRODUCE EL COMPLEJO CRIOGÉNICO DE OCCIDENTE Trabajo de Grado presentado ante la Ilustre Universidad del Zulia para optar al Grado Académico de MAGÍSTER SCIENTIARUM EN INGENIERÍA DE GAS Autor: Ing. Yemmy Fang Yip Tutor: Ing. Jorge Barrientos Maracaibo, Junio de 2010
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REPUBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD DEL ZULIA
FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO
PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERÍA DE GAS
DISEÑO DE UNA UNIDAD DE PURIFICACIÓN DE LA CORRIENTE
DE CO2 QUE PRODUCE EL COMPLEJO CRIOGÉNICO DE OCCIDENTE
Trabajo de Grado presentado ante la Ilustre Universidad del Zulia
para optar al Grado Académico de
MAGÍSTER SCIENTIARUM EN INGENIERÍA DE GAS
Autor: Ing. Yemmy Fang Yip
Tutor: Ing. Jorge Barrientos
Maracaibo, Junio de 2010
Fang Yip, Yemmy. Diseño de una unidad de purificación de la corriente de CO2 que produce el Complejo Criogénico de Occidente. Trabajo de
Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 2010.
RESUMEN
La construcción e instalación del “Complejo Criogénico de Occidente” (CCO), concretiza la centralización, optimización y costo efectivo de las operaciones de procesamiento del gas natural y fraccionamiento de los líquidos del gas natural
(LGN) en el occidente del país. El CCO incorpora un proceso criogénico estándar de turbo-expansión. La producción máxima de etano es de 98 MMPCED (62
MBPD). Se tiene previsto en su diseño la instalación de dos trenes de extracción de LGN con capacidad de 475 MMPCED de gas rico, cuenta con una planta de amina para el endulzamiento del gas de alimentación y un tren de
fraccionamiento. La unidad de remoción de gas ácido (AGRU) procesará el gas de alimentación a través de un tratamiento con aminas (MDEA) energizada, y
generará 43 MMPCED de gas ácido, la cual será enviado a la sección de purificación de CO2, a la salida de esta sección el CO2 podrá ser usado para
recuperación mejorada de hidrocarburos (RMH) o podrá ser enviado a pozos de almacenamiento, para evitar su disposición a la atmósfera y evitar de esta manera el daño de estos gases al ecosistema. El diseño de la unidad de
purificación de CO2 está basado en lechos de adsorción no regenerativos, utilizando SULFATREAT como medio de desulfuración. Adicionalmente, la
corriente de CO2 se hace pasar por una serie de lechos de tamices moleculares para deshidratar la corriente y llevarlo a especificaciones menores de 0.1 ppm para su posterior uso.
Palabras Clave: Proyecto Complejo Criogénico de Occidente, Líquidos del Gas Natural (LGN), Endulzamiento de Gas Natural, SULFATREAT, Deshidratación del Gas Natural, Tamices Moleculares.
Correo Electrónico: [email protected]
Fang Yip, Yemmy. Diseño de una unidad de purificación de la corriente de CO2 que produce el Complejo Criogénico de Occidente. Trabajo de
Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 2010.
ABSTRACT
The construction and installation of "Complejo Criogénico de Occidente” (CCO) project, contributes towards the realization of centralizing, optimizing, and
reducing the effective cost of operations in the process and fractionation of Natural Gas Liquids (NGL). The CCO process is based on a standard cryogenic
expansion generated by turbo-expanders. The maximum production of ethane is 98 MMSCFD (62 MBD). The CCO includes the installation of 2 x 475 MMSCFD extraction trains feeding a common NGL fractionation section. Two (2) NGL
trains are implemented for the project with one upstream Acid Gas Removal Unit (AGRU). This unit will process the feed gas through a treatment with
energized amine (MDEA), and generate 43 MMSCFD acid gases, which will be sent to the purification section of CO2. From the output of this section, the CO2 can be used for enhanced oil recovery (EOR) or sent to storage wells to prevent
their disposal into the atmosphere and thus avoid the damage of these gases to the environment. The design of the CO2 purification unit is based on non-
regenerative adsorption beds using SULFATREAT as a means of desulphurization. Additionally, the stream of CO2 is passed through a series of molecular sieves beds to dehydrate the stream to less than 0.1 ppm
specifications for subsequent use.
Key Words: Complejo Criogénico de Occidente (CCO) project, Natural Gas
Liquids (NGL), Natural Gas Sweetening, SULFATREAT, Natural Gas Dehydration, Molecular Sieves.
Email: [email protected]
DEDICATORIA
A Dios por brindarme la oportunidad de lograr una meta más en mi vida
profesional y acompañarme en todo momento.
A mi mamá, símbolo de gran admiración y dedicación.
A mis hermanos, por ser el ejemplo de unión, constancia y lucha.
A mis tesoritos bellos, la alegría de toda familia.
A todos ustedes… que de una u otra forma han contribuido en este
nuevo logro.
AGRADECIMIENTOS
Mil gracias a la ilustre Universidad del Zulia - División de Postgrado de
Ingeniería, por ser pilar fundamental para la adquisición de conocimientos para
todo profesional.
Un especial agradecimiento al Profesor Jorge Barrientos, quien con sus
sabias palabras y asesorías han hecho posible la culminación de este trabajo
de grado. Gracias por compartir conmigo sus conocimientos, sus anécdotas y
sus experiencias.
A mis compañeros de PDVSA Gas – Proyecto Complejo Criogénico de
Occidente, Gerencia de Ingeniería, gracias por su apoyo incondicional.
TABLA DE CONTENIDO
Página
RESUMEN ............................................................................................... 2
ABSTRACT .............................................................................................. 3
DEDICATORIA ......................................................................................... 4
AGRADECIMIENTOS ................................................................................. 5
TABLA DE CONTENIDO ............................................................................. 6
LISTA DE TABLAS .................................................................................. 10
LISTA DE FIGURAS ................................................................................ 11
INTRODUCCIÓN .................................................................................... 12
CAPÍTULO I ........................................................................................... 14
EL PROBLEMA ....................................................................................... 14
1.1 Planteamiento y Formulación del Problema ...................................... 14
1.2 Justificación e Importancia de la Investigación ................................. 16
1.3 Objetivos ..................................................................................... 17
1.3.1 Objetivo General .................................................................. 17
1.3.2 Objetivos Específicos ............................................................. 17
1.4 Alcance ....................................................................................... 18
CAPÍTULO II ......................................................................................... 19
MARCO TEÓRICO ................................................................................... 19
2.1 Descripción General del Complejo Criogénico de Occidente ................ 19
2.1.1 Visión del Proyecto CCO ......................................................... 20
2.1.2 Misión del Proyecto CCO ........................................................ 20
2.1.3 Objetivos del Proyecto CCO .................................................... 21
2.2 Descripción de Proceso del Complejo Criogénico de Occidente ............ 21
2.2.1 Bloque I. Trenes de Extracción ............................................... 21
2.2.1.1 Facilidades de Entrada ..................................................... 22
2.2.1.2 Sección de Estabilización de Condensados ......................... 26
2.2.1.3 Remoción de CO2 ............................................................ 28
2.2.1.4 Compresión de CO2 ......................................................... 28
2.2.1.5 Deshidratación con Tamiz Molecular .................................. 29
2.2.1.6 Remoción de Mercurio ..................................................... 30
2.2.1.7 Sección de Extracción de LGN - Desmetanizadora ............... 31
2.2.1.8 Desetanización de LGN .................................................... 34
2.2.1.9 Recompresión del Gas Residual (Metano) ........................... 35
2.2.1.10 Compresión de Gas Lift .................................................. 36
2.2.1.11 Compresión de Etano .................................................... 36
2.2.1.12 Sistema de Refrigeración ............................................... 37
2.2.1.13 Sistema de Aceite Caliente ............................................. 38
2.2.1.14 Sistema de Gas Combustible .......................................... 40
2.2.1.15 Sistema de Drenaje Frío ................................................ 40
2.2.1.16 Sistema de Drenaje Cerrado .......................................... 40
2.2.1.17 Sistema de Mechurrio Seco ............................................ 41
2.2.1.18 Sistema de Mechurrio Húmedo ....................................... 42
2.2.1.19 Sistema de Quemador de Líquidos .................................. 42
2.2.1.20 Sistema de Agua Helada ................................................ 42
2.2.1.21 Sistema de Aire de Instrumento ..................................... 43
2.2.1.22 Sistema de Nitrógeno .................................................... 43
2.2.1.23 Sistema de Agua Blanca o de Servicio ............................. 44
2.2.1.24 Sistema de tratamiento de Aguas Aceitosas ..................... 45
2.2.2 Bloque II. Tren de Fraccionamiento ......................................... 49
2.2.2.1 Facilidades de Entrada a Fraccionamiento .......................... 49
2.2.2.2 Unidad Despropanizadora ................................................ 50
2.2.2.3 Unidad Desbutanizadora – Despentanizadora ..................... 53
2.2.2.4 Unidad Desisobutanizadora .............................................. 56
2.3 Gas Natural ................................................................................. 59
2.3.1 Contaminantes del Gas Natural ............................................... 59
2.3.2 Endulzamiento del Gas Natural ............................................... 60
2.3.3 Consecuencias de la presencia de Gases Ácidos ........................ 60
2.3.4 Procesos para la Remoción de Compuestos Ácidos .................... 61
2.3.5 Procesos de Endulzamiento del la Corriente de CO2 ................... 62
2.3.6 Tecnología de Endulzamiento de la Corriente de CO2 ................. 63
2.3.6.1 Proceso Esponja de Hierro................................................ 64
2.3.6.2 Tamices Moleculares ....................................................... 66
2.3.6.3 PROCESO MADS – Tamiz Molecular Resistente al Azufre (Sulfur
Resistant Molecular Sieve) ............................................................. 67
2.3.6.4 Chemsweet .................................................................... 68
2.3.6.5 Sulfatreat ...................................................................... 70
2.3.6.6 Proceso EFCO ................................................................. 72
2.3.6.7 Proceso Puraspec ............................................................ 74
2.3.6.8 Carbón Activado ............................................................. 74
2.3.6.9 Carbón Activado Tipo CJ .................................................. 75
2.3.6.10 Proceso de Óxido de Zinc ................................................. 75
2.3.6.11 Slurrisweet .................................................................... 76
2.3.6.12 Stretford ........................................................................ 76
2.3.6.13 Fosfato Tripotásico .......................................................... 77
2.3.7 Deshidratación de Gas .......................................................... 77
2.3.7.1 Compresión y Enfriamiento .............................................. 78
2.3.7.2 Enfriar debajo del punto de Condensación Inicial ................ 79
2.3.7.3 Absorción de agua con un Desecante Líquido ...................... 79
2.3.7.4 Adsorción del agua con un Desecante Sólido ...................... 79
2.3.7.5 Los Sistemas Delicuescentes ............................................ 80
2.3.8 Técnicas de deshidratación de gases para aplicar al CO2 ............ 80
2.3.8.1 Deshidratación con Tamices Moleculares ............................ 80
2.3.8.2 Deshidratación con el uso de Glicoles ................................ 81
CAPÍTULO III ........................................................................................ 82
MARCO METODOLÓGICO ........................................................................ 82
3.1 Tipo de Investigación .................................................................... 82
3.2 Diseño de la Investigación ............................................................. 83
3.3 Fuentes e Instrumentos de Recolección de Datos.............................. 84
3.4 Procedimientos empleados en el desarrollo de la Investigación ........... 85
CAPÍTULO IV ......................................................................................... 88
RESULTADOS OBTENIDOS ...................................................................... 88
CONCLUSIONES .................................................................................. 115
RECOMENDACIONES ............................................................................ 116
REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS ............................................................ 117
LISTA DE TABLAS
Tabla Página
1 Variaciones de las condiciones operacionales de las
secciones Extracción y Desmetanización del LGN…..………… 35
2 Composición de la corriente de CO2……………….………………….. 92
3 Comparación entre los diferentes tipos de tecnologías no
regenerativas………………………………….…………………………………... 93
4 Comparación entre Desecantes Sólidos y Líquidos………...... 99
5 Propiedades de los Tamices Moleculares del fabricante AXENS…………………………………………………………………………………..
102
LISTA DE FIGURAS
Figura Página
1 Diagrama de Proceso. Proyecto Planta CCO………………………. 59
2 Características Generales de los Procesos de
Endulzamiento……………………………………………………………………… 63
3 Proceso de Acondicionamiento del CO2 en el CCO…………….. 64
4 Esquemático Proceso Esponja de Hierro……………………………. 66
5 Esquemático Proceso Tamices Moleculares………………………… 68
6 Esquemático Proceso MADS………………………………………………… 69
7 Esquemático Proceso Chemsweet………………………………………. 70
8 Esquemático Proceso SULFATREAT……………………………………. 72
9 Esquemático Proceso EFCO………………………………………………... 73
10 Tecnologías disponibles para la deshidratación del gas
natural…………………………………………………………………………………. 79
11 Esquemático de la Unidad de Remoción de Gas Acido del
CCO………………………………………………………………………………………. 90
12 Esquemático de la Unidad de Compresión y Purificación de
CO2………………………………………………………………………………………. 91
13 Esquema típico de un reactor de Sulfatreat………………………. 95
14 Reactores de Sulfatreat………………………………………………………. 96
15 Diagrama de proceso típico de una instalación de
Sulfatreat……………………………………………………………………………… 97
16 Clasificación de los Tamices Moleculares……………………………. 101
17 Esquemático del Arreglo Operacional de los Tamices
Moleculares.…………………………………………………………………………. 114
18 Diagrama de Flujo de Proceso de la Unidad de Purificación
de CO2…………………………………………………………………………………. 115
INTRODUCCIÓN
El Proyecto Complejo Criogénico de Occidente (CCO) consiste en un
sistema operativo centralizado de procesamiento de gas basado en la
extracción de líquidos de gas natural (LGN) y recobro de etano, a partir de 950
millones de pies cúbicos estándar por día (MMPCED) de gas de formación
asociado a la producción de crudo de diversos campos petroleros operativos en
el Lago de Maracaibo, en el área de Ulé, Estado Zulia, Venezuela.
Las facilidades de entrada del Complejo Criogénico de Occidente están
conformadas por dos trampas de líquidos (slug catchers) de tipo tubos
múltiples, que reciben la corriente de alimentación, seguidas por un separador
común a alta presión y tres filtros coalescedores.
La unidad de remoción de gas ácido (AGRU) procesará el gas de salida de
las facilidades de entrada (libre de sólidos y condensados). La unidad de
remoción de gas ácido removerá el sulfuro de hidrógeno (H2S) y el dióxido de
carbono (CO2) hasta los valores requeridos, a través de un proceso basado en
solvente regenerativo de aminas, MDEA (metildietanolamina).
El proceso de remoción de gas ácido está compuesto por dos columnas de
absorción operando en paralelo y una unidad de regeneración de amina común
para las dos columnas de absorción. El gas dulce tratado será enviado a la
sección de recuperación de LGN situada aguas abajo, después de haber
removido el agua y las trazas de mercurio aguas abajo de la unidad de
remoción de gas ácido.
A partir de lo anteriormente expuesto, se hace necesario el diseño de una
unidad que permita la purificación del gas ácido que es retirado del gas natural
para darle aplicaciones con fines comerciales, ya sea como corriente para
recuperación mejorada de hidrocarburos o como inyección en yacimientos
13
agotados (disposal), y contribuir de esta manera a mitigar el calentamiento
global. En la presente investigación se analiza en cuatro capítulos el
tratamiento que habría que aplicarse a esta corriente de CO2, con la finalidad
de llevarlo a las condiciones adecuadas para su mejor aplicación.
CAPITULO I: comprende el planteamiento del problema, la descripción del
objetivo general y de los objetivos específicos, justificación, la delimitación y el
alcance de la investigación.
CAPÍTULO II: comprende el marco teórico, el cual consta de los
fundamentos teóricos, definición del proceso y los términos básicos.
CAPÍTULO III: se presenta el marco metodológico, en el cual se incluye el
tipo de investigación, el diseño de la investigación, el procedimiento de la
investigación y la metodología establecida para alcanzar los objetivos trazados.
CAPÍTULO IV: comprende el análisis de los resultados en el cual se
estudian y se analizan los resultados obtenidos, y de esta manera emitir las
conclusiones y recomendaciones respectivas.
CAPÍTULO I
EL PROBLEMA
1.1 Planteamiento y Formulación del Problema
El desarrollo económico y social de los países industrializados va de la
mano con el importante incremento en el consumo de energía. La tendencia
actual, y la prevista en el futuro, ponen de manifiesto que dicho consumo y la
consiguiente producción de energía seguirá creciendo en los próximos años.
Las prácticas actuales de producción, transformación y utilización de la
energía generan importantes influencias sobre el medio ambiente, además,
pueden afectar de forma directa y muy negativa a las poblaciones y al
conjunto de la sociedad. Es el caso de las emisiones de dióxido de carbono
(CO2) tanto naturales como artificiales. Este CO2 permanece en la atmósfera
durante varias décadas y es eliminado lentamente por los sumideros naturales
que almacenan CO2 por tiempo indefinido. El dióxido de carbono es uno de los
gases que acentúan el calentamiento global de la tierra debido a las grandes
emisiones a nivel mundial, lo cual promueve que la energía del sol quede
atrapada por estos gases en la atmósfera evitando que no se libere el calor
absorbido, este fenómeno natural se denomina efecto invernadero.
En este sentido se buscan ejecutar una serie de medidas contempladas
en el Protocolo de Kyoto para reducir los gases del efecto invernadero
provocadores del calentamiento global en un porcentaje aproximado de un
5%, dentro del periodo que va desde el año 2008 al 2012, en comparación a
las emisiones al año 1990.
Con respecto al dióxido de carbono, principal gas del efecto invernadero,
las emisiones nacionales son apenas el 0,48% del total mundial, esto
corresponde a 108,163 toneladas métricas de emisiones de CO2, lo cual se
15
explica porque el 70% de la generación de electricidad en Venezuela proviene
de centrales hidroeléctricas, y el 30% restante se genera en plantas
termoeléctricas que consumen gas. Así mismo, el gas es el combustible
preferente para satisfacer la demanda de los sectores industriales, comerciales
y doméstico.
La solución actual más práctica e inmediata, para contrarrestar la
producción de CO2, se basa en un planteamiento integral denominado
purificación, utilización y almacenamiento de CO2.
La inyección de dióxido de carbono (CO2), como método de recuperación
de crudo pesado presenta doble beneficio para las empresas petroleras,
además de ahorrarse la emisión a la atmósfera, el dióxido de carbono (CO2)
aumenta la presión en el yacimiento y permite incrementar la extracción del
crudo pesado, pero este método presenta sus desafíos a la hora de ser
implementado, una de ellas es la corrosión drástica que produce el dióxido de
carbono en compañía de vapor de agua a las líneas de inyección y la otra es
disponer de una fuente que suministre los volúmenes necesarios para que este
pueda ser aplicable de forma masiva.
La importancia de la implantación de este método en las empresas de
Venezuela, representa una ventaja a la hora de disponer del dióxido de
carbono (CO2) que se libera en las plantas criogénicas, plantas refinadoras de
crudo, plantas de fabricación de cementos, plantas eléctricas, plantas de
amoniaco, entre otras.
Adicionalmente, el almacenamiento geológico de CO2 se plantea,
conceptualmente, en formaciones rocosas muy porosas, permeables y
profundas (400-600m) recubiertas por niveles geológicos impermeables, roca
sello, que impidan la fuga del CO2 allí inyectado o en otras, la ausencia de
estas condiciones provocan la movilización de este gas, una vez inyectado en
ellas. De lo contrario se produce el proceso de geosecuestro.
16
Los almacenamientos geológicos de CO2 más relevantes por abundancia
y capacidad son los yacimientos agotados de gas o petróleo, los acuíferos, las
formaciones permeables profundas de agua salada y las capas profundas o no
explotables de carbón.
Los yacimientos total o parcialmente agotados de gas o petróleo, al
tratarse de formaciones rocosas porosas, permeables y con un sello estructural
o estratigráfico que han mostrado su capacidad de retención de fluidos a escala
de tiempo geológico, son los candidatos ideales para esta disposición del CO2
ya que ofrecen mayor seguridad actual y, por consiguiente, una utilización más
factible.
Una de las ventajas de estos yacimientos como potencial almacén
geológico de CO2 es que han demostrado su eficacia y seguridad como “trampa
geológica” a lo largo de millones de años.
Por lo antes expuesto, surge la inquietud de purificar la corriente de
dióxido de carbono a generarse en el proceso del Complejo Criogénico de
Occidente a fin de darle la utilización y disposición más adecuada, y por
consiguiente ¿cuál sería el diseño más adecuado para la unidad de purificación
de la corriente de CO2 a producirse en el CCO?
1.2 Justificación e Importancia de la Investigación
El propósito fundamental de la unidad de purificación de CO2 es
desulfurar y deshidratar la corriente de CO2 que proviene de la sección de
regeneración de aminas (MDEA) de la unidad de remoción de gas ácido
(AGRU), para ser utilizado como gas de inyección en la recuperación mejorada
de hidrocarburos (RMH).
17
De igual manera, puede alinearse esta cantidad de CO2 a generarse en
pozos de almacenamiento para evitar la disposición a la atmósfera, lo cual
contribuye al efecto invernadero.
Lo que se propone en esta investigación al Complejo Criogénico de
Occidente es una alternativa de purificación del dióxido de carbono para evitar
ser arrojado a la atmósfera como agente contaminante y de gran impacto en la
evolución del calentamiento global.
Respecto a la importancia para la Universidad del Zulia, la misma
contará con material teórico referente al tema de endulzamiento y
deshidratación, en el cual se podrán basar otros estudiantes para futuras
investigaciones referentes al tema tratado y con la misma o mayor
importancia.
1.3 Objetivos
1.3.1 Objetivo General
Diseñar una unidad de purificación de la corriente de CO2 que se produce
en el Complejo Criogénico de Occidente.
1.3.2 Objetivos Específicos
Describir el proceso de remoción de gas ácido en el Complejo Criogénico
de Occidente (CCO).
Determinar las condiciones de descarga de CO2 proveniente de la unidad
de remoción de gas ácido (AGRU).
Seleccionar el adsorbente no regenerativo que ofrece el mercado para la
eliminación del H2S contenido en la corriente de CO2, que pueda
utilizarse en el Complejo Criogénico de Occidente.
18
Determinar la pertinencia sobre el uso de desecantes sólidos o líquidos
para la deshidratación de la corriente de CO2.
Diseñar la unidad de purificación de la corriente de CO2 que se produce
en el Complejo Criogénico de Occidente.
1.4 Alcance
El trabajo abarcará el diseño de la sección de purificación de la corriente
de CO2 a través del uso de la tecnología para la remoción del H2S presente y la
deshidratación más adecuada a emplear.
Para la selección de la tecnología a aplicar en esta planta purificadora de
CO2, se tomó en consideración el uso de la tecnología a nivel nacional,
selectividad, eficiencia del proceso, equipos asociados, aspectos de seguridad y
disposición final del producto.
CAPÍTULO II
MARCO TEÓRICO
2.1 Descripción General del Complejo Criogénico de Occidente
El Proyecto Complejo Criogénico de Occidente (CCO) surge como una
alternativa para la optimización del esquema de procesamiento del gas natural
en el occidente del país; a fin de incrementar la producción de etano y líquidos
del gas natural (LGN), disminuir los costos de operación y mantenimiento de
las plantas actuales y permitir la expansión del negocio del gas en la región.
El CCO tiene una capacidad de procesamiento de 950 MMPCED de gas
asociado, donde se plantea un nuevo esquema centralizado de extracción de
LGN (60000 BPD) con tecnología de punta. Está constituido, por dos trenes
con capacidad nominal de 475 MMPCED cada uno; las cuales, reemplazan las
actuales plantas de extracción ubicadas en las Plantas Compresoras Tía Juana
2 y 3, y en el Complejo Petroquímico El Tablazo, LGN I y LGN II y Lamar
Líquido. De igual manera, el CCO garantiza el suministro confiable de etano 98
MMPCED (62000 BPD) a Pequiven.
La planta de fraccionamiento de LGN del CCO fraccionará 35000 BPD
provenientes de la planta de extracción de LGN, el resto de la producción serán
distribuidos entre las instalaciones actualmente operativas de la Planta de
Fraccionamiento de GLP-Ulé y la Planta de Fraccionamiento GLP-Bajo Grande.
Adicionalmente, se efectuarán modificaciones en el Complejo Ana María
Campos (Pequiven), la Planta de Refrigeración La Salina, la Planta de
Fraccionamiento y Almacenamiento GLP-Bajo Grande y las Plantas GLP-2/3 de
Ulé, requeridas para completar los objetivos de almacenamiento,
fraccionamiento y transporte de los productos del CCO. Además, se realizarán
20
las interconexiones requeridas entre las redes de gas en el occidente, para
garantizar la alimentación y distribución de gas rico y gas residual (metano).
El alcance del proyecto ha sido dividido de acuerdo a los siguientes
bloques:
Bloque I: dos trenes de extracción de LGN de 475 MMPCED cada uno.
Bloque II: nuevo tren de fraccionamiento de 35000 BPD de LGN.
Bloque IV: acondicionamiento del la Planta de Refrigeración La Salina.
Bloque V: acondicionamiento del área de almacenamiento de la Planta
de GLP-Bajo Grande.
Bloque VI: acondicionamiento en El Tablazo.
Bloque VII: acondicionamiento de la Planta de Fraccionamiento de GLP
de Bajo Grande (instalación en planta de una torre despentanizadora).
Bloque VIII: acondicionamiento del área de almacenamiento de la Planta
de Fraccionamiento de GLP-Ulé.
2.1.1 Visión del Proyecto CCO
Ser un equipo líder en el desarrollo y optimización de la infraestructura
para el procesamiento del gas natural y el desarrollo endógeno asociado.
2.1.2 Misión del Proyecto CCO
Coordinar las actividades relacionadas con la ejecución del proyecto
Complejo Criogénico de Occidente en todas sus fases y de su desarrollo
endógeno asociado, en armonía con el entorno social, la seguridad, higiene y el
ambiente, cumpliendo con la normativa legal vigente a través del uso de
tecnología de punta y de los más altos estándares de calidad, mediante un
equipo integrado por profesionales motivados al logro y alineados al negocio,
maximizando la creación de valor para la corporación y los intereses del país
en el mediano plazo.
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2.1.3 Objetivos del Proyecto CCO
Centralización, optimización y costo efectivo de las operaciones de
procesamiento del gas natural en el Occidente del país.
Procesar 950 MMPCED de gas natural rico (76,5% de metano; 10,45% de
etano y riqueza de 2,6 GPM).
Suministrar los productos gas metano, etano y propano requeridos para el
desarrollo petroquímico del Complejo Ana María Campos, de forma
confiable en volumen y calidad.
Potenciar el suministro del gas metano y propano para el mercado interno
de la región occidental del país.
Producir iso-butano y normal-butano para abastecer el mercado químico y
petroquímico nacional y enviar a los mercados de exportación.
Producir gasolina natural con las especificaciones adecuadas para ser
comercializada en los mercados nacional e internacional.
2.2 Descripción de Proceso del Complejo Criogénico de Occidente
2.2.1 Bloque I. Trenes de Extracción
El proceso de adecuación y procesamiento del gas previsto en la planta
de extracción de LGN, será descrito tomando como base a uno de los dos (2)
trenes de extracción de LGN (tren 1). Además, a objeto de cubrir y hacer un
seguimiento más preciso sobre la descripción del proceso, se dividió la planta
en secciones operacionales.
Las condiciones operacionales y el balance de masa de energía básico
mostrado en los diagramas de flujo de procesos, fueron realizados utilizando el
gas de alimentación de composición con riqueza promedio.
Cada uno de los trenes de procesamiento del gas (extracción de LGN),
está constituido por las siguientes secciones operacionales:
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Deshidratación
Remoción de mercurio
Extracción de LGN-Desmetanizadora
Desetanización del LGN
Adicionalmente, el CCO está dotado de las siguientes secciones
operacionales y de servicios auxiliares compartidas por los dos (2) trenes:
Facilidades de Entrada
Estabilización de Condensados
Remoción de CO2
Compresión del Gas Etano
Recomprensión del Gas Residual (metano)
Sistema de Refrigeración con Propano
Sistema de Aceite Caliente
Sistema de Gas Combustible
Sistema de Manejo de Drenajes Frío y Cerrado
Sistema de Mechurrios Seco y Húmedo
Sistema de Quemador de Líquido
Sistema de Agua Helada
Sistema de Aire de Instrumentos y de Planta
Sistema de Nitrógeno
Sistema de Agua Blanca o de Servicio
Sistema de Tratamiento de Aguas aceitosas
A continuación, siguiendo el flujo de gas, se describen cada una de las
secciones operacionales de la planta.
2.2.1.1 Facilidades de Entrada
El CCO recibe el gas rico de alimentación a través de dos (2) tuberías de
30 pulg. de diámetro. Cada una de las cuales, recoge independientemente el
23
flujo de gas proveniente de las plantas compresoras instaladas en las áreas de
producción norte y sur respectivamente.
La tubería de 30 pulg. del área sur inicia su tendido desde la estación de
trampas de herramientas de limpieza (la pica, Km. 4). Mientras que la tubería
de gas proveniente del área norte, el tendido inicia desde la estación de
válvulas y trampas de herramientas de limpieza, ubicada en la planta de
fraccionamiento GLP ULÉ. En dicha estación converge el flujo de gas
proveniente del área norte a través de tres (3) tuberías de diámetros: 26 pulg.
(nueva), 20 pulg. y 16 pulg. (existentes).
El área norte comprende las siguientes plantas compresoras:
PCTJ2/3/4/5 y PCLL-1. El área sur la conforma entre otras, las plantas
compresoras LGG-3/4 LGG-5/6, Lago-1, BA-1/2/3 y UNIGAS.
Las facilidades de entrada están constituidas por los siguientes equipos:
Dos (2) trampas de líquidos (slug catcher)
Un (1) separador de gas – líquido de entrada
Tres (3) filtros coalescedores
Las trampas de líquidos (slug catcher), 010-V01 y 010-V02, instaladas
una para cada tubería de alimentación, son del tipo multitubos y están
diseñadas para manejar el flujo multifásico de gas y líquidos (agua e
hidrocarburos) generados en forma continua por la transmisión de gas desde
las plantas compresoras. Así también, tienen capacidad para almacenar
momentáneamente los volúmenes de líquidos acumulados en las tuberías
(tramos bajos) que eventualmente se recibirán en forma súbita (slugs), debido
a cambios de velocidades en el flujo de gas, entre otros. Las condiciones
normales de presión y temperatura de operación en las trampas de líquidos
(slug catcher) son: 1200 psig y 85 °F, respectivamente.
24
El flujo total de 950 MMPCED de gas en base seca y libre de
condensados previsto a entrar al CCO, provendrá de acuerdo a la proporción
de 74.28 % (705.66 MMPCED) y 25.71 % (244.34 MMPCED) de las áreas de
producción norte y sur respectivamente. Estos flujos son medidos en el cabezal
de recolección de gas de cada trampa de líquidos. En estos cabezales la
composición molar de cada fuente es supervisada continuamente, mediante
análisis cromatográfico.
Los líquidos acumulados en las tuberías de recolección (botella) son
drenados vía control de nivel, filtrados en los filtros 010-FIL02/03/04/05A/B y
enviados, mezclados (agua y condensados) hacia la sección de estabilización
de condensados.
El separador de entrada, 010-V03, recibe las siguientes corrientes
gaseosas: el flujo total de gas separado en cada trampa de líquidos (slug
catcher), y el flujo de vapores del tope de la columna estabilizadora de
condensados. Esta última corriente no es de flujo continuo y, depende de la
presencia de hidrocarburos en las trampas de líquidos, el cual a su vez, es
dependiente de la temperatura del gas de entrada.
Por medio de este separador, se removerán los líquidos libres y en forma
de neblina que puedan ser arrastrados por el gas desde las trampas de líquido.
Los líquidos acumulados fluirán vía control de nivel a través de los filtros 010-
FIL06A/B hacia la planta de estabilización de condensados.
A continuación del separador de entrada, el flujo total de gas fluye hacia
los filtros – coalescedores 010-FIL01A/B/C. Dos (2) filtros operan
continuamente en paralelo, mientras uno se mantiene despresurizado en
condición de reserva. Cada uno de los filtros está diseñado para manejar el 50
% del flujo de gas totalizado a la descarga del separador de entrada; y
permitiendo así, el mantenimiento de uno de ellos sin dejar de filtrar el flujo
total de gas. Un medidor de presión diferencial entre los múltiples de entrada y
25
salida, permite supervisar el estado de saturación de los dos (2) filtros en
operación. La máxima presión diferencial permitida es de 5 psi. Así mismo, se
ha instalado un medidor de flujo aguas abajo de cada filtro, con la finalidad de
identificar cuál de los filtros en operación tiene problema de taponamiento de
los elementos filtrantes. Los líquidos acumulados en el reservorio inferior de los
filtros, se transfieren vía válvula de control de nivel hacia la sección de
estabilización de condensados. Cada filtro está constituido por dos (2)
secciones o cámaras horizontales. En la sección superior se encuentran los
elementos filtrantes tipo cartuchos reemplazables, por medio de los cuales se
remueven los líquidos y sólidos del gas. En la misma sección superior se tiene
en el extremo de salida del gas, la cámara de coalescencia. La sección inferior
funciona como el reservorio de los líquidos y sólidos removidos en la sección
superior.
La descarga de cada uno de los filtros fluye hacia un múltiple de
distribución de gas, a partir del cual, se alimentan los trenes de extracción de
LGN.
Dos paquetes de inyección de inhibidores de corrosión 010-A01 y 010-
A02 son instalados, uno para cada slug catcher, e incluyen las bombas de
medición y el tambor de almacenamiento. El inhibidor es enviado a los
diferentes puntos de inyección de las facilidades de entrada vía tubería, para
prevenir de la corrosión por el CO2 húmedo.
Un paquete de inyección de metanol 010-A03 es provisto sobre un
bastidor móvil, que incluye las bombas de medición y el tambor de
almacenamiento de metanol. El metanol es enviado a los puntos de inyección
vía tubería, a las facilidades de entrada, y a las secciones frías de la planta de
extracción, es decir, los intercambiadores de placas aletadas, entrada al
enfriador del tope de la columna desmetanizadora y desetanizadora, para
prevenir el congelamiento durante una condición anormal.
26
2.2.1.2 Sección de Estabilización de Condensados
Debido a la caída de presión proporcionada por medio de las válvulas de
control de nivel, los líquidos (agua e hidrocarburos) removidos en las
facilidades de entrada, fluyen como una corriente multifásica hacia el
separador trifásico 090-V01 de la columna estabilizadora de condensados 090-
C01, el cual opera a 478 psig y 61.5 °F. Bajo el inicio de una condición de
parada dentro del sistema de estabilización de condensado, los condensados
pueden ser desviado del sistema de estabilización de condensado hacia el
tanque de condensados no estabilizados 090-V02.
En el separador 090-V01, la separación de las fases líquidas agua e
hidrocarburo, se logra por gravedad, basado en el tiempo adecuado de
retención. El agua liberada es controlada por nivel hacia el drenaje cerrado.
El gas liberado del separador trifásico fluye vía control de presión hacia
la succión de la segunda etapa de compresión a 453 psig del compresor de
tope de la sección estabilizadora. El gas excedente se libera por control de
presión hacia el cabezal de alivio y venteo de gas húmedo.
El condensado hidrocarburo separado en el separador trifásico, se
calienta hasta 87 °F por intercambio de calor con el producto caliente del fondo
de la columna estabilizadora, mediante el intercambiador de calor carcasa –
tubos, precalentador de alimentación 090-E02. Este calentamiento evita la
formación de hidratos, cuando la presión de esta corriente (478 psig) es
reducida a la presión de operación de la columna estabilizadora 170 psig.
La estabilización de condensado se lleva a cabo por un proceso de
fraccionamiento estándar, sin reflujo; para lo cual, se utiliza la columna
estabilizadora 090-C01, internamente constituida por 17 bandejas reales tipo
válvulas. El condensado caliente entra a la columna estabilizadora por encima
de la bandeja No. 1 a la presión de 170 psig y temperatura de 56 ºF. El calor
27
del rehervidor de fondo 090-E01, es suministrado por el sistema de aceite
caliente, cuyo flujo de entrada es controlado para mantener la temperatura de
fondo en la columna de 216 ºF, y producir un condensado estabilizado con un
presión de vapor reid (RVP) de 48.7 psia. El condensado estabilizado es
enfriado por etapas; primero hasta 183 °F intercambiando calor con el
condensado de alimentación a la columna estabilizadora, en el precalentador
de alimentación 090-E02. Luego continúa su enfriamiento hasta 120 ºF,
mediante el enfriador de condensado estabilizado, 090-AC01.
La presión en el tope de la columna estabilizadora se controla mediante
la disposición de los gases hacia el mechurrio de gas húmedo, utilizando una
válvula de control de presión.
El gas liberado desde el tope de la columna estabilizadora, se comprime
en 2 etapas de compresión desde 170 psig hasta 1200 psig, utilizando los
compresores reciprocantes de vapores de tope (uno en operación, y otro de
respaldo). La corriente de descarga del compresor se mezcla con el gas de
entrada aguas abajo del separador de entrada, 010-V03.
El condensado estabilizado a 120 °F es enviado:
Hacia el tren de fraccionamiento de GLP-2
Se almacena en el tanque de condensado estabilizado, 045-V01 antes
de ser transferido a la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande
Se envía al tanque de condensados no estabilizados 090-V02, si está
fuera de especificación, antes de ser reprocesado con las bombas 090-
P01A/B a la columna de estabilización 090-C01.
Desde el tanque 090-V02 es posible enviar los condensados a
incineración en el paquete quemador de líquidos 081-A01, en caso de
indisponibilidad del sistema de estabilización de condensados.
28
La sección de estabilización de condensados fue diseñada utilizando la
máxima producción continua de líquidos (hidrocarburos), la cual se obtiene
bajo condiciones de mínima temperatura de 85°F adquirida por el gas durante
la transferencia desde las plantas compresoras. Sin embargo, a condiciones
normales de temperatura 95 °F no se prevé la generación de líquidos, y la
recepción de líquido en el CCO sólo sería factible como consecuencia del
arrastre de volúmenes de líquido acumulados en las tuberías (slugs).
2.2.1.3 Remoción de CO2
El flujo de gas una vez depurado de sólidos y líquidos en las facilidades
de entrada, fluye hacia la sección de remoción de CO2 a una presión de 1160
psig y temperatura de 90 °F.
La unidad de remoción de gas ácido removerá el sulfuro de hidrógeno
(H2S) y el dióxido de carbono (CO2) hasta los valores requeridos, a través de
un proceso basado en solvente regenerativo de aminas energizadas MDEA
(metildietanolamina).
2.2.1.4 Compresión de CO2
Desde la columna de regeneración de la unidad de remoción de gas
ácido, el gas con más de 90% de CO2 es enviado a los dos trenes (125 y 225)
de compresión de CO2. Cada tren es diseñado para 60% del flujo total. El
compresor 125 (225)-K01 está compuesto de cinco etapas. En la descarga de
las tres primeras etapas de compresión el gas es enfriado a 120°F en los
enfriadores por aire 125 (225)-AC01, 125 (225)-AC02 y 125 (225)-AC03
respectivamente antes de ser enviado a los separadores 125 (225)-V02, 125
(225)-V03 y 125 (225)-V04 para eliminar el agua condensada producto del
enfriamiento. En la descarga de la cuarta etapa de compresión, el gas además
de ser enfriado en el enfriador por aire 125 (225)-AC04, es enviado a la unidad
de purificación del CO2. El gas tratado es finalmente comprimido en la quinta
etapa de compresión, pasando previamente por el separador 125 (225)-V05 y
29
luego pasa a través del enfriador por aire 125 (225)-AC05 donde el gas es
llevado a una temperatura de 120°F. El gas es suministrado en el límite del
CCO a 2000 psig y 120°F.
2.2.1.5 Deshidratación con Tamiz Molecular
Una vez depurado de CO2 en la unidad de remoción de gas ácido, el gas
de alimentación fluye hacia la sección de deshidratación a una presión de 1133
psig y temperatura de 120 °F. Este gas es llevado hasta una temperatura de
100°F en los enfriadores de gas de entrada 110-E01A/B los cuales utilizan
propano como medio de enfriamiento. De allí el gas es enviado al separador
110-V04 para eliminar el agua condensada antes de entrar a los lechos. Esto
limita la cantidad de agua en el gas de alimentación a los deshidratadores
(110-V01A/B/C/D).
Bajo las condiciones operacionales normales de presión 1120 psig y
temperatura 100°F de entrada a los deshidratadores, el gas está saturado,
conteniendo aproximadamente 2 lbH2O/MMPCE. El sistema de deshidratación
está constituido por cuatro (4) lechos de tamices moleculares 110-V01
A/B/C/D, de los cuales tres (3) estarán operando en paralelo bajo el ciclo
normal de secado y el cuarto en el ciclo de regeneración. El ciclo de secado
tiene una duración total de diseño de 32 horas y el ciclo de regeneración de
ocho (8) horas. Se ha proporcionado 8 horas de capacidad adicional para el
ciclo de secado, ya que, el tiempo normal de éste es de 24 horas. El gas que
sale del deshidratador posee un punto de rocío de agua de -300 ºF,
equivalente a una cantidad de agua menor de 0.1 ppm en peso.
El flujo de gas para la regeneración de los lechos de tamices moleculares
se toma del cabezal de gas deshidratado en la salida del filtro de polvillo 110-
FIL01A/B. Este gas es comprimido hasta una presión de 1172 psig, mediante el
compresor de gas de regeneración 110-K-01 A/B, para superar la caída de
presión en el horno calentador 015-F01A o B, en el lecho de secado y en el
enfriador de gas de regeneración 110-AC01. Finalmente el gas retorna a la
30
corriente de gas de alimentación, aguas arriba de los enfriadores de gas de
entrada.
Para la regeneración de los lechos de secado, el gas comprimido se
calienta a través del horno 015-F01A o B a 550 °F. Existen dos trenes de
deshidratación (110 y 210) y cada uno tiene un horno alineado para calentar
su propio gas de regeneración. Se ha instalado un tercer horno de fuego
directo 015-F01B con un arreglo de tuberías y válvulas, que permite respaldar
cualquiera de los dos (2) hornos en operación normal. El gas caliente para
regenerar el lecho adsorbente fluye a través de la torre de secado en forma
ascendente desde el fondo al tope. El gas caliente saturado sale por el tope de
la torre hacia el enfriador del gas de regeneración 110-AC02, en donde el
vapor de agua se condensa a 120 ºF. El agua condensada es removida del gas
mediante el depurador de gas de regeneración 110-V02. El flujo de agua
acumulada se transfiere vía control de nivel hasta el tambor de drenaje
cerrado. El flujo de gas de regeneración es controlado por las válvulas de
control instaladas aguas abajo de los compresores de gas de regeneración.
2.2.1.6 Remoción de Mercurio
Debido a la corrosión y potencial ruptura que el mercurio contenido en el
gas natural causa al enfriador criogénico (cajas frías) de placas de aluminio
soldadas, éste debe protegerse adecuadamente. Por tal razón, el gas seco
desde las torres de deshidratación fluye a través los filtros de polvillo 110-
FIL02A/B a 1109 psig y 110 ºF hacia el lecho removedor de mercurio, 110-
V03. Esta torre contiene un lecho no regenerativo de granos de carbón
impregnados con azufre. El lecho se ha dimensionado (masa/volumen) para un
período de saturación de 20 años. Éste debe protegerse del contacto con
hidrocarburos líquidos, los cuales causan la desactivación de los granos.
Aguas abajo de los lechos de deshidratación / remoción de mercurio,
están instalados en línea los filtros de polvillo 110-FIL01 A/B, cuyo elemento
de filtración es del tipo cartucho con una eficiencia de 2 micrones. Estos filtros
31
protegerán las cajas frías de alguna presencia de partículas arrastradas por el
gas de las torres de deshidratación.
El gas deshidratado y despojado de mercurio y de partículas finas de
sólidos, es enviado como alimentación a la sección de extracción del LGN.
2.2.1.7 Sección de Extracción de LGN - Desmetanizadora
El flujo másico de gas de entrada, se divide en tres corrientes con las
proporciones de 31.8 %, 36.2% y 32% respectivamente entre los 130-E01,
130-E03 y 130-E04A/B.
La corriente que corresponde a 36.2% del flujo total, proporciona calor
al rehervidor lateral 130-E03, de la columna desmetanizadora. Esta corriente
es enfriada en las celdas inferior y superior del rehervidor. La corriente de 32%
del flujo total, se enfría primero en los enfriadores de alimentación 130-E04A/B
utilizando propano refrigerante a 55.1 psig y luego por los enfriadores de
alimentación 130-E05A/B con propano refrigerante a baja presión, 5.1 psig. El
gas que pasa a través del 130-E01 intercambia calor con la corriente de tope
de la desmetanizadora 130-C01, enfriando y condensando parcialmente la
corriente de gas de entrada.
La proporción entre las corrientes de división del flujo total de gas a la
entrada, varía de acuerdo a la composición de la riqueza (C3+) del gas.
Ambos lados de los servicios del rehervidor 130-E03, están contenidos
en el núcleo de un intercambiador de calor de placas aleteadas de aluminio
(caja fría). El gas de entrada a una temperatura de 100 °F sale del
intercambiador a -9.2 °F. Puntos de inyección de metanol son previstos en las
corrientes de alimentación a la planta que van a los intercambiadores de calor
de placas aleteadas. El gas de entrada sale del los enfriadores de propano 130-
E04A/B y 130-E05A/B a respectivamente a 37.4 °F y a -24.3 ºF. En el 130-E01
el gas de entrada se enfría desde 100 °F hasta -22.3 °F.
32
El intercambiador de calor gas / gas de placas aleteadas (caja fría),
combina la primera celda (A – A) para enfriar el gas de entrada y una segunda
celda (C – C) opera como el condensador de reflujo.
La refrigeración de las tres (3) corrientes de gas de alimentación
condensa una porción de éstas, las cuales son mezcladas y enviadas al
separador frío 130-V01, operando a 1073 psig y -18.4 ºF.
El líquido removido del separador frío es controlado por nivel, y se envía
como alimentación a una presión de 390 psig hacia el plato 5 de la columna
desmetanizadora.
El vapor del separador frío es dividido en dos corrientes de 39% y 61%,
la corriente de 61% es expandida en el turbo-expansor 130-KT01, a la presión
de operación de la columna desmetanizadora de 390 psig y generando 3783
bhp. Existe un desvío del expansor para la operación de la válvula de control
de presión (JT).
Desde el separador frío, la corriente de 39% es enviada bajo control de
flujo a ser enfriada y condensada a -139 ºF con la corriente del tope de la
desmetanizadora en el 130-E01. La corriente condensada es alimentada como
reflujo secundario a la desmetanizadora, por debajo de la primera sección
empacada del tope. El gas metano tomado en la descarga de los compresores
060-K01A/B/C, es enfriado y condensado también con la corriente del tope de
la desmetanizadora en el 130-E01 para servir de reflujo primario al
desmetanizadora 130-C01. Este flujo es alimentado a la desmetanizadora, por
arriba de la sección empacada del tope a -156 °F.
La columna desmetanizadora 130-C01, consta de dos (2) secciones
rellenas de empaques metálicos aleatorios o no estructurados en el tope y de
16 platos de dos pasos en el fondo.
33
La especificación del LGN como producto de fondo en cuanto al
contenido de metano, se obtiene mediante el control de la temperatura del
fondo a 95.3°F, el cual ajusta la válvula de control de flujo de aceite caliente
entrando al rehervidor de fondo de la columna desmetanizadora 130-E02.
El tanque de compensación de alimentación a la columna
desestanizadora 130-V02, está dimensionado para una capacidad de
suministro de 8 minutos y operando a la misma presión de la columna
desmetanizadora 390 psig.
El flujo de gas producto del tope de la columna desmetanizadora (gas
residual o gas metano) a 387 psig y -144.5 °F es usado para enfriar el gas de
entrada y para condensar las corrientes de vapor tomada del tope del
separador frío y el gas metano recirculado de 060-K01A/BC, que se retorna
como reflujos a la columna desmetanizadora. El flujo de gas residual caliente
se comprime hasta 434 psig y 110 °F mediante el compresor 130-K01,
accionado por el expansor 130-KT01. El gas residual se envía hacia la succión
de los compresores de recompresión 060-K01A/BC.
Los líquidos del gas natural (LGN), producto del fondo de la columna
desmetanizadora y acumulado en el tanque de compensación de alimentación
130-V02, es enviado a 499 psig por las bombas 130-P01 A/B y alimentado a la
columna desetanizadora.
Con el objetivo de cumplir con la base de producción de 62000 BPD de
etano, considerando las variaciones en la riqueza del gas de entrada, la planta
de extracción de LGN con recobro y tratamiento de etano debe responder a
dichas variaciones con la adecuación de su operación. La tabla 1, a
continuación, resume las condiciones operacionales claves del proceso en los
equipos principales para cumplir con dicho objetivo.
34
Tabla 1. Variaciones de las condiciones operacionales de las secciones
Extracción y Desmetanización del LGN
Riqueza del Gas
de entrada
(GPM C3+)
Porcentaje de
Recobro de
etano. (%)
Presión tope de
la columna
Desmetanizadora
(psig)
Temp. tope de la
columna
Desmetanizador
a (°F)
Temp.
Separador Frío
a la presión de
1073 psig
(°F)
Porcentaje de
Recobro de
Propano (%)
Gas Rico = 3.260 91.3 387 -135.4 -12 99.9
Gas Promedio =
2.600 98.2 387 -144.5 -18.4 99.9
Gas Pobre =
2.132 97.8 387 -144.9 -18.4 99.9
Fuente: (Proyecto Complejo Criogénico de Occidente, 2008)
2.2.1.8 Desetanización de LGN
La columna desetanizadora 140-C01 opera a 434 psig, con un
condensador parcial 140-E01 A/B para proporcionar reflujo a la columna. La
columna desetanizadora está diseñada para producir como mínimo 96.5% de
etano puro en el producto del tope y para producir un producto de LGN líquido
en el fondo, para la alimentación de las facilidades de fraccionamiento.
La desetanizadora procesa 57280 BPD proveniente de cada tren de
extracción de LGN. La alimentación enviada desde la desmetanizadora es
dividida en dos corrientes de 75% y 25%. La corriente de 75% sin
calentamiento, entra directamente como alimentación en el tope de la
desetanizadora. La corriente de 25% es calentada por intercambio con el fondo
de la desetanizadora a una temperatura de 151 ºF, en el precalentador de
alimentación 140-E03.
La carga térmica de condensación es proporcionada por el
intercambiador con propano refrigerante 140-E01 A/B. La temperatura del
etano en el acumulador alcanza 50 ºF.
35
El tope parcialmente condensado a 50 ºF es enviado hacia el acumulador
140-V01. Dos bombas de reflujo (100 % cada una) 140-P01 A/B han sido
previstas. La pureza del etano producto es establecida controlando la cantidad
del reflujo hacia la desetanizadora, por medio de un controlador de flujo a la
descarga de la bomba de reflujo. La columna tiene una relación de reflujo a
destilación de 1,65. El gas del 140-V01 fluye a través del calentador 140-E04
hacia los depuradores de entrada de los compresores de etano 040-V01A/B/C.
Si los compresores de etano 040-K01A/B/C están fuera de servicio, el flujo de
etano producto puede ser enviado al compresor booster 130-K01.
La presión de la desetanizadora será controlada ajustando el flujo de
etano producto a 31180 BPD hacia los compresores de etano 040-K01A/B/C.
El rehervidor de fondo 140-E02 calentado con aceite caliente, es
alimentado desde una bandeja chimenea en la parte inferior de la columna. El
vapor generado en el rehervidor es retornado al fondo de la columna, mientras
que el líquido es vertido por rebose hacia la sección acumuladora del
rehervidor y retorna a la columna. Del fondo de la columna la corriente líquido
de LGN fluye a las condiciones de 434 psig de presión y 222 °F de temperatura
hacia el precalentador de alimentación 140-E03 donde se enfría a 164 °F y
después hacia el precalentador de etano 140-E04 donde suministra calor a la
corriente de etano producto. Desde 140-E04, parte del flujo de LGN (17500
BPD) alimenta la planta de fraccionamiento de LGN de CCO a través un
controlador de flujo, el restante (11940 BPD) es enfriado en el enfriador por
aire 140-AC01 a 120 °F antes de ser enviado a las plantas de fraccionamiento
GLP-2 y Bajo Grande.
2.2.1.9 Recompresión del Gas Residual (Metano)
La corriente de gas residual proveniente de los dos trenes de extracción
de LGN se comprime hasta 1240 psig mediante los tres (3) compresores de
recompresión de gas residual 060-K01 A/B/C. Dos (2) compresores con
36
capacidad de manejo del 100 % cada uno, estarán operando continuamente, el
tercero estará de respaldo; Las corrientes de descargas de los compresores,
son enfriadas a 120 ºF en los enfriadores por aire 060-AC01A/B/C. Cada
compresor de gas residual tiene su propio enfriador de gas. El gas residual
comprimido se envía a los usuarios de gas metano: E&P-LAGO, El Tablazo y
cabezal de succión del sistema de compresión (gas lift).
2.2.1.10 Compresión de Gas Lift
El gas metano comprimido a 1200 psig es nuevamente comprimido a
1800 psig por dos (2) compresores de gas lift 065-K01 A/B (142.5 MMPCED -
50% cada uno), por medio de los cuales, se retorna gas metano hacia el
sistema de gas de levantamiento artificial (gas lift). Las corrientes de
descargas de los compresores, son enfriadas a 120 ºF en los enfriadores por
aire 065-AC01A/B (cada compresor de gas residual tiene su propio enfriador
de gas). El máximo flujo de 285 MMPCED de gas metano considerado para
recibir y retornar al campo, responde al 30% del gas de entrada a la planta
(950.0 MMPCED).
2.2.1.11 Compresión de Etano
La producción de etano del CCO de 62000 BPD equivalente a 97.9
MMPCED, debe suministrarse a olefinas I / II, y la futura planta de olefinas en
El Tablazo a una presión regulada de 313 psig. Para la transferencia de etano
gaseoso a través del gasoducto de CCO a El Tablazo y tomando en cuenta la
condición de entrega indicada. Se requiere descargar en el CCO a una presión
de 560 psig, superior a la presión del tope de la columna desetanizadora de
420 psig. Por lo tanto, un sistema común de compresión de etano es provisto
para ambos trenes de extracción de LGN. El sistema consiste de tres (3)
depuradores de gas 040-V01A/B/C, y tres compresores (50% de capacidad
cada uno), 040K-01A/B/C. Dos (2) compresores estarán operando
continuamente, el tercero será de respaldo.
37
2.2.1.12 Sistema de Refrigeración
La capacidad de refrigeración externa complementaria para el proceso
de extracción de LGN, así como también aquella requerida por el condensador
de la columna desetanizadora y por los enfriadores de Entrada, es
suministrada a través de un sistema de refrigeración de propano. El sistema de
refrigeración de propano es común para los dos (2) trenes de extracción y está
constituido por los tres compresores 070-K01A/B/C (50% de capacidad cada
uno), con dos operando continuamente y uno común de respaldo. Los
compresores están provistos de: las boquillas de succión, descarga y dos (2)
laterales para dos (2) etapas de compresión interna dentro de la misma
carcasa y dos (2) niveles de temperatura; 32°F y -31°F. El economizador del
sistema de refrigeración tiene dos niveles de presión, a fin de minimizar los
requerimientos de BHP. El propano producto de la planta de fraccionamiento,
será utilizado para reposición.
El propano refrigerante en los condensadores (chiller) 110-E01A/B y
210-E01A/B enfriadores de entrada, 130-E04 A/B y 230-E04 A/B enfriadores
de gas de alimentación y 140-E01 A/B y 240-E01 A/B condensadores tope de
la desetanizadoras, se evapora a 32 °F y 55.1 psig, como primer nivel de
temperatura.
El propano refrigerante en los enfriadores de gas de alimentación
(chiller) 130-E05 A/B y 230-E05 A/B, se evapora a –31º F y 5.1 psig, como el
segundo nivel de temperatura.
El condensador de propano refrigerante 070-AC01, es un intercambiador
enfriado por aire y condensa el propano a 130 °F. Esto corresponde a una
presión aproximada de 266 psig, típico de un propano de 98% de pureza. El
propano refrigerante condensado entra al acumulador 070-V01, el cual
también actúa como tambor de compensación.
38
El propano del acumulador 070-V01, fluye por presión hacia el
economizador de alta presión 070-V03, a través de su válvula de control de
nivel. El líquido de fondo de este economizador alimenta a los 110-E01A/B y
210-E01A/B, 130-E04 A/B y 230-E04 A/B, 140-E01 A/B y 240-E01 A/B, y al
economizador de baja presión 070-V04, a través de válvula de control de nivel.
El economizador de alta presión opera a una presión de 85 psig y 85 °F. El
vapor separado fluye hacia la succión de la 2da etapa del compresor como una
corriente lateral.
Los vapores generados en los 110-E01A/B y 210-E01A/B, 130-E04 A/B y
230-E04 A/B, 140-E01 A/B y 240-E01 A/B, fluyen al economizador de baja
presión, 070-V04 que opera a 52 psig y 30°F. El vapor separado en este
economizador, fluye hacia la succión de la 1era etapa del compresor como una
corriente lateral a 51 psig.
El propano del fondo del economizador de baja presión 070-V04, fluye a
los enfriadores de gas de alimentación (chiller) 130-E05 A/B y 230-E05 A/B a -
32 ºF. Los vapores de propano obtenidos en los enfriadores del gas de entrada
fluyen al depurador de succión refrigerante 070-V02. De éste, el vapor
separado fluye hacia la el cabezal común de succión de los compresores de
refrigeración a 2.2 psig y –32.7°F. La presión de descarga de los compresores
es 281.2 psig.
2.2.1.13 Sistema de Aceite Caliente
Un fluido de transferencia de calor producido por PDVSA, Purolub 22,
será utilizado como medio de calentamiento en el sistema de aceite caliente,
para proporcionar calor a los rehervidores de las columnas estabilizadora de
condensados, desmetanizadora y desetanizadora. Así como también a los
rehervidores de las columnas de fraccionamiento de la planta de
fraccionamiento de LGN y los rehervidores de la columna regeneradora de
amina de la sección de remoción de CO2.
39
El sistema consiste de tres calentadores de aceite caliente de 202.8
MMBtu/hr, un acumulador de aceite caliente o tanque de expansión, cuatro
bombas de circulación (33 % de capacidad del flujo total cada una, tres en
operación, y una de respaldo) y un filtro en la corriente de entrada del fluido.
La carga térmica total del sistema es de 608.4 MMBtu/hr con una circulación
de aceite caliente de 16145 gpm. La carga térmica y el flujo son para dos
trenes de extracción de LGN y 50000 BPD de facilidades de fraccionamiento.
El sistema de aceite caliente dispone de dos niveles de temperatura, a
fin de minimizar la circulación de aceite caliente. El aceite caliente que
proviene directamente de los hornos suministra calor a usuarios de nivel de
alta temperatura a 500 ºF. Los usuarios de nivel de alta temperatura son el
rehervidor de la unidad de estabilización, los rehervidores de las
desetanizadoras, rehervidor de la despropanizadora y rehervidor de la
desbutanizadora.
El aceite caliente que retorna de los usuarios de nivel de alta
temperatura alimenta a los usuarios de bajo nivel de temperatura a 296°F. A
este aceite se le incrementa la temperatura hasta 365 ºF, para proporcionar
suficiente calor, para los usuarios de baja temperatura, mediante el desvío de
aceite caliente de la salida del calentador hacia el bajo nivel de temperatura.
Los usuarios de bajo nivel de temperatura son los rehervidores de las
desmetanizadoras, los calentadores de alimentación de la despropanizadora, el
rehervidor de la desisobutanizadora y los rehervidores de amina y de glicol. El
aceite caliente de los usuarios de bajo nivel de temperatura a 266 ºF retorna
al acumulador de aceite caliente.
Las tuberías del circuito de aceite caliente y del acumulador están
dimensionadas en la proporción de circulación de dos trenes de extracción de
LGN y del nuevo tren de fraccionamiento de 50000 BPD.
40
2.2.1.14 Sistema de Gas Combustible
El gas combustible para la planta es normalmente gas residual generado
en la misma y tomado del cabezal de succión de recompresión a 430 psig.
Como una fuente alterna de gas combustible para los arranques posteriores al
arranque inicial de planta, se tomará de la línea de gas residual que va hacia El
Tablazo. En vista de que esta fuente alterna puede ser gas húmedo, se ha
previsto la instalación del calentador de gas combustible 035-E01, el cual es un
calentador eléctrico tubular que permitirá calentar el flujo de gas de arranque
hasta 150°F y prevenir así la formación de hidratos, cuando se baje la presión
desde 1200 psig a 95 psig.
La presión de operación del sistema de gas combustible es de 95 psig. El
combustible después de la reducción de la presión a 95 psig fluye hacia el
depurador de gas combustible, 035-V01. Cualquier líquido formado debido a la
reducción de la presión es removido en el depurador de gas combustible y
enviado al sistema de drenaje cerrado.
Adicionalmente, ambos trenes de extracción de LGN suministrarán un
total aproximado de 40 MMPCED de gas combustible a través de una estación
existente de regulación y medición ubicada en GLP Ulé, para los trenes de
fraccionamiento existentes GLP-2/GLP-3 y clientes externos de PDVSA Gas.
2.2.1.15 Sistema de Drenaje Frío
El sistema de drenaje frío consiste de un cabezal que recoge todas las
descargas frías de la planta y termina en el separador de mechurrio seco 081-
V01.
2.2.1.16 Sistema de Drenaje Cerrado
El sistema de drenaje cerrado no está normalmente en operación y se
coloca con la finalidad de manejar líquidos húmedos o no fríos drenados del
proceso durante una parada si el sistema requiere ser evacuado por
41
mantenimiento. Todos los drenajes atrapados dentro del cabezal de drenaje
cerrado son manuales. La red de drenaje cerrado acaballera hasta los
separadores 082-V01 o 082-V02 dependiendo de la locación de los equipos
drenados.
El 082-V01 recibe los drenajes húmedos de las unidades 010, 020, 081,
110, 210 localizadas en el suroeste de la planta, y el 082-V02 recibe los
drenajes no fríos y no húmedos de las unidades 015, 030, 035, 065, 410, 420,
430 situadas en el noreste de la planta.
La bomba 082-P01 envía los líquidos atrapados en el separador 082-V01
hacia el paquete 086-A01 de tratamiento de aguas aceitosas, y la bomba 082-
P02 transfiere los líquidos atrapados en 082-V02 hacia el acumulador 090-V02.
2.2.1.17 Sistema de Mechurrio Seco
Los flujos de alivios fríos y de alivios que no contienen agua son
recolectados en el sistema de mechurrio seco. Al cabezal se le suministra gas
de purga en varios lugares para evitar que el aire entre al sistema. El cabezal
dirige los flujos de alivios al separador KOD de mechurrio Seco 081-V01 donde
se separa el líquido del gas. El separador 081-V01 tiene un calentador eléctrico
081-E01. El calor evapora el líquido frío y este vapor va hacia el mechurrio de
gas seco.
El líquido residual del separador KOD 081-V01 es drenado hacia el
tambor 081-V03 y éste es después presurizado con nitrógeno para enviar el
líquido al separador de mechurrio húmedo 081-V02.
Desde el 081-V01 el gas fluye al mechurrio de gas seco 081-FLA01
donde éste es quemado.
42
2.2.1.18 Sistema de Mechurrio Húmedo
Los flujos de alivios fríos y de alivios que contienen agua y drenajes de
agua aceitosa son recolectados el sistema de mechurrio húmedo. Al cabezal se
le suministra gas de purga en varios lugares para evitar que el aire entre al
sistema. El cabezal dirige los alivios al separador KOD de mechurrio húmedo
081-V02 donde se separa el líquido del gas. Las bombas 081-P01A/B (una en
operación y otra de respaldo) succionan el líquido desde el 081-V01 y lo envían
al acumulador de condensados 090-V02. Desde el 081-V02 el gas fluye al
mechurrio de gas húmedo 081-FLA02 donde este es quemado.
2.2.1.19 Sistema de Quemador de Líquidos
Un quemador de líquidos 081-FLA03 es provisto para incinerar los
condensados en caso de indisponibilidad de la sección de estabilización de
condensados.
El sistema consiste de un separador de líquidos de quema 081-V04
alimentado desde el acumulador 090-V02, de dos bombas de alimentación del
quemador las cuales succionan el líquido del 081-V04, y del quemador de
líquidos 081-FLA03.
2.2.1.20 Sistema de Agua Helada
El sistema de agua helada es un ciclo cerrado de refrigeración de agua,
requerido para proporcionar enfriamiento a los variadores de frecuencia de los
motores eléctricos instalados como fuerza motriz en algunos compresores y
también para proporcionar enfriamiento a algunas de las bombas y a los
compresores de aire. El sistema de agua helada está constituido por los
siguientes equipos: un tanque de almacenamiento 089-V01, las bombas de
circulación de agua 089-P01 A/B, y los paquetes de refrigeración 089-A01 A/B.
43
Los requerimientos de enfriamiento fueron calculados a 17.5 MMBtu/hr,
con base a 11 ºF de incremento sobre el agua de enfriamiento desde 82ºF y,
con un flujo de recirculación de 3167 gpm de agua.
Los paquetes de refrigeración, son unidades auto contenida de
refrigeración, dimensionados para manejar el total del requerimiento de
enfriamiento. Estos paquetes están conformados de los siguientes equipos:
compresor, condensador, evaporador o enfriador carcasa-tubo, acumulador del
refrigerante y un depurador de succión. Un paquete está en operación y el otro
de respaldo.
2.2.1.21 Sistema de Aire de Instrumento
El sistema de aire de instrumento consiste en tres compresores de aire
de instrumento al 50 % 085-K01A/B/C (dos en operación y uno de respaldo),
un enfriador de aire de instrumento 085-AC01, filtros coalescedores de aire de
instrumento 085-FIL01A/B, prefiltros deshidratadores 085-FIL02A/B, secadores
de aire de instrumento al 100%, 085-D01A/B y 085-D02A/B (uno en operación
y otro de respaldo), post-filtros de aire de instrumento 085-FIL03A/B, tanque
de almacenamiento de aire de instrumento 085-V01 y tanque de
almacenamiento de aire de servicio 085-V02.
2.2.1.22 Sistema de Nitrógeno
El nitrógeno es utilizado como gas de purga, o como gas de manto para
los tanques, o como sello de gas para compresores. El sistema de nitrógeno
consiste de un paquete de producción de nitrógeno gas 084-A02, de un
acumulador de nitrógeno gas 084-V01, y de un paquete de nitrógeno liquido
084-A03.
El aire utilizado para la generación de nitrógeno gas es suministrado por
los compresores de aire de instrumento. En caso de baja presión de nitrógeno
44
gas se admite nitrógeno revaporizado del paquete de nitrógeno líquido 084-
A03 para mantener la presión del sistema.
2.2.1.23 Sistema de Agua Blanca o de Servicio
La planta de tratamiento de aguas blancas, diseñada para procesar un
caudal nominal de 146 gpm de agua proveniente del lago de Maracaibo (5000
BPD), consiste en tres unidades de tratamiento:
Clorinación y filtración (087-A01), cuyo objetivo es evitar cualquier
crecimiento biológico y la reducción de los sólidos suspendidos, olor y
color de dichas aguas.
Unidad de membrana ultra filtración/osmosis inversa (087-A02),
sistema de desalinación con el fin de producir agua de servicio con
calidad de agua industrial
Sistema de intercambio iónico (087-A03), para la producción de agua
desmineralizada
La primera unidad o paquete 087-A01, está compuesta de un previo
acondicionamiento químico del agua a base de inyección de hipoclorito de
sodio, seguido de un sistema de filtración constituido por dos etapas: una
primera filtración de partículas gruesas (superior a 300 micrones) y una
segunda filtración de partículas finas a través de filtros a base de lecho sólido
(constituido por capas de arena, antracita y granate), con previa adición de
floculante favoreciendo la formación de agregados.
Posterior a la reducción de sólidos, el agua es dirigida a la unidad de
desalinación 087-A02. Previamente a dicho tratamiento, el agua es tratada a
base de agentes químicos, con el fin de eliminar el oxigeno disuelto,
constituyendo lo que se denomina el agua pretratada. Dicha agua puede tener
dos fines, como agua de reposición del Sistema contra Incendio o como agua
de producción industrial. En el segundo caso (producción de agua desalinizada),
45
el efluente pasa a través de dos (2) unidades de ultra filtración, y es
almacenada en un tanque común de agua ultra filtrada (087-T02). Desde el
tanque, dos bombas alimentan dos (2) unidades de osmosis con capacidad
nominal de 45 gpm cada una. El agua desalinizada, almacenada en el tanque
de Agua de servicio 087-T01, es enviada a través de las bombas 087-P01A/B
ya sea a la red de agua de servicio de las distintas unidades del complejo, a la
red de consumo humano ante previo tratamiento químico, o servirá para
alimentar la unidad de desmineralización 087-A03. El agua de servicio es de
calidad requerida para las duchas de seguridad y los sanitarios pero no es apta
para el consumo humano.
El servicio de reposición de agua para el sistema de aminas y el sistema
de agua helada para enfriamiento de los variadores de frecuencia, requiere
agua desmineralizada. Para obtener dicha calidad de agua, se ha incorporado
un paquete de desmineralización 087-A03. La unidad de tratamiento está
compuesto por un sistema dual de intercambio iónico (lecho catiónico y
aniónico), una filtración de seguridad, una fosa de neutralización de agua, un
tanque de agua desmineralizada y dos bombas de distribución. La capacidad
del sistema es de 20 gpm y opera de forma discontinua para reponer los
niveles del tanque de agua helada y el tanque operacional de amina.
2.2.1.24 Sistema de tratamiento de Aguas Aceitosas
Las aguas aceitosas tienen tres (3) tipos de procedencias diferentes:
Aguas aceitosas del sistema de drenaje cerrado, colectadas en el
tanque 082-V01, que son bombeadas al paquete 086-A01 interceptor
de placas corrugadas, separando el aceite por la parte superior de la
unidad y las partículas sólidas depositadas en la zona inferior de la
misma, del efluente tratado que fluye por gravedad al tanque de
desechos de aceite 086-T01. Dicho tanque desnatador (086-T01)
opera con una presión ligeramente superior a la atmósfera mediante
inyección de nitrógeno y favorece la eliminación de los hidrocarburos
46
nadantes mediante un proceso de “skimming”, donde el aceite es
extraído por rebalse y enviado al tanque slop oil 086-T03. El agua
almacenada fluye naturalmente por gravedad al tanque de colección y
ecualización 086-T02, una vez alcanzado el nivel alto del mismo, y
será posteriormente tratada en la unidad de
neutralización/floculación. Los sólidos depositados en el fondo son
enviados a la unidad de tratamiento de lodos 086-A06.
Agua de lluvia y agua de lavado de áreas posiblemente contaminadas
por hidrocarburos, que son recuperadas y almacenadas en el tanque
de colección y ecualización de aguas aceitosas (086-T02), junto con
los demás efluentes del sistema de drenaje cerrado. En caso de
rebose de dicho tanque, por exceder la capacidad del mismo a causa
de fuertes tormentas, el exceso es dirigido al sistema de drenaje de
agua de lluvia.
Agua de lavado de las unidades de filtración 087-A01 y de ultra
filtración 087-A02, conteniendo algas y partículas sólidas, son
enviados también al tanque 086-T02.
El agua proveniente del tanque de colección y ecualización (086-T02) es
bombeada, por medio de las bombas 086-P01A/B, a la unidad la neutralización
y de floculación (086-A02) donde se produce la remoción del hidrocarburo
remanente y de las partículas en suspensión en forma de un aglomerado denso
llamado flóculo. Con el fin de mejorar el proceso de separación, se le inyecta
soda cáustica o de ácido hidroclórico al agua, con el objetivo de ajustar el pH a
un valor optimo (6-9), seguido de las inyecciones de un agente coagulante y
otro floculante, favoreciendo de ese modo, la agregación de partículas.
Un analizador de pH del agua instalado en el tanque de neutralización-
floculación 086-A02-T01, controla la inyección de soda cáustica o de ácido
47
hidroclórico realizado en línea, manteniéndose así el valor optimo de pH para el
proceso. Después de la neutralización, se realiza en línea la inyección del
coagulante previo al mezclador estático 086-A02-ME01 y la inyección del
floculante por la parte superior del tanque de neutralización-floculación. La
solución del floculante es mezclada lentamente con el agua a tratar por medio
de un mezclador eléctrico 086-A02-MS01, favoreciendo el proceso de
formación y estabilización de los flóculos.
Posteriormente, el efluente alimenta gravitacionalmente la unidad de
Flotación de aire disuelto 086-A03, invertido en el tanque de flotación 086-
A03-T01, donde es mezclado con la corriente de reciclo de agua saturada en
aire (50% de la corriente de alimentación). Parte del agua de dicho tanque es
reciclada, presurizada a través de las bombas 086-A03-P02 A/B y enviada
hacia una cámara de presurización-disolución de aire 086-A03-T02. La
corriente presurizada es después enviada de vuelta a la línea de la entrada del
tanque de flotación, donde las pequeñas burbujas de aire inducidas por la
despresurización de dicha corriente, se elevan arrastrando las partículas
agregadas o flocs.
Estos flocs son removidos mediante paletas motorizada (086-A03-
MS01), colectados en una cámara y enviados periódicamente (086-A03-
P01A/B) juntos a los sólidos pesados acumulados en el fondo del tanque hacia
a las piletas o lechos de secado de la unidad de tratamiento de lodos 086-
T04A. Este tanque recoge también el lodo en exceso de la unidad de
tratamiento biológico y clarificación 086-A04.
El lodo en los lechos secadores se seca lentamente por evaporación y
filtración del agua intersticial a través de un lecho de arena. El agua que drena
a través de estos estratos es enviada al sumidero y bombeada (086-A06-P01
A/B) hacia el tanque de tratamiento biológico 086-A04-T01. Cuando el lodo
alcanza una concentración del 15%, puede ser manejado como sólido y
disponer en un lugar conveniente como desechos peligrosos.
48
El agua tratada, exenta de contaminación no disuelta, es dirigida hacia
la unidad de tratamiento biológico, para la eliminación de materia orgánica
disuelta gracias a la acción biodegradable del lodo activado. El efluente es
invertido en el tanque de aeración 086-A04-T01, donde se pone en contacto
con el lodo activado. El crecimiento microbiológico requiere materia orgánica
aportada por el efluente, un equilibrio apropiado de nutrientes mediante
sistemas de inyección, aporte necesario de oxígeno y agitación proporcionados
a través de agitadores superficiales o inyección de aire que sale por domos
cerámicos, instalados en el fondo del tanque.
La decantación secundaria o clarificación final, para separar el agua
tratada del lodo activo, se realiza a través de un clarificador (086-A05-T01),
dotado de rasquetas que van suspendidas de un puente radial, arrastrando el
fango hacia la zona central del decantador, desde donde dicho fango es
recirculado mediante bombas sumergibles a la entrada del tanque de flotación
086-A03-T01. Con esta recirculación se consigue concentrar los
microorganismos hasta valores muy altos. Para mantener controlado el
proceso hay que sacar continuamente fango.
El agua clarificada es posteriormente esterilizada a través de un sistema
de esterilización UV, ya sea por canal abierto o reactor UV. La línea de
descarga final del agua desinfectada, se une a la línea común de descarga del
sistema de drenaje de agua de lluvia, equipada de un analizador de pH,
transmisores de flujo y temperatura y un sistema de muestreo automático 24
horas.
En caso de situación fuera de las especificaciones requeridas, el efluente
tratado es reciclado hacia el tanque de ecualización, por medio de válvulas
on/off.
49
2.2.2 Bloque II. Tren de Fraccionamiento
A objeto de cubrir y hacer un seguimiento más preciso sobre la
descripción del proceso, se dividió la planta en unidades operacionales.
Las condiciones operacionales y el balance de masa y energía básica
mostrada en los diagramas de flujo de procesos, fueron realizados utilizando
como alimentación el LGN producto del procesamiento, en la planta de
extracción, del gas riqueza promedio.
La planta de fraccionamiento de LGN perteneciente al CCO es
constituida por las siguientes unidades básicas de proceso:
Facilidades de entrada a fraccionamiento
Unidad Despropanizadora
Unidad Desbutanizadora / Despentanizadora
Unidad Desisobutanizadora
Los sistemas de servicios auxiliares de: drenaje cerrado, gas
combustible, aguas blancas de servicio, aire de planta, aire para instrumentos,
nitrógeno, aceite caliente y el sistema de mechurrio, a ser instalados en el área
de la planta de extracción de LGN, serán compartidos con el nuevo tren de
fraccionamiento.
2.2.2.1 Facilidades de Entrada a Fraccionamiento
Las facilidades de entrada a fraccionamiento son comprendidas por los
siguientes equipos de proceso: El intercambiador de calor carcasa – tubos,
calentador primario de LGN (410-E01) y el intercambiador de calor carcasa -
tubos, calentador secundario de LGN (410-E02).
El flujo total de 35000 BPD de LGN como alimentación a la unidad
50
despropanizadora, proviene del fondo de las columnas desetanizadoras de la
planta de extracción de LGN (140-C01/240-C01) en el CCO. Un caudal de 17
500 BPD de LGN producto del fondo de cada una de las columnas, fluye a la
unidad despropanizadora a través control de flujo bajo las condiciones de 166
ºF y 265 psig.
Previo a la entrada de la columna despropanizadora, el LGN es
vaporizado hasta alcanzar una fracción de vapor de 9.5 %, mediante el
calentador primario (410-E01), intercambiando calor con la gasolina natural
proveniente del fondo de la columna desbutanizadora (420-C01).
Se ha provisto del calentador secundario de alimentación (410-E02), el
cual utiliza aceite caliente a 365°F como medio de calentamiento. Mediante
este último se alcanza la vaporización del LGN hasta la fracción de vapor de
25%. El flujo del aceite caliente es controlado con base a la temperatura de la
corriente de alimentación a la despropanizadora.
El propósito de esta vaporización previa a la entrada de la columna
despropanizadora, es reducir el tráfico global de vapor y líquido en los platos
de la torre. Con una mayor vaporización en el plato de entrada, resulta en una
vaporización de los componentes más livianos, los cuales ascenderán a la
sección de rectificación y los componentes pesados descenderán a la sección
de despojamiento de la torre. Esta vaporización de la alimentación reduce
también el riesgo potencial a inundar la torre.
2.2.2.2 Unidad Despropanizadora
La unidad despropanizadora es comprendida por los siguientes equipos
de proceso: la columna despropanizadora (410-C01), la cual es una torre
convencional con 50 platos de fraccionamiento tipo válvulas, el condensador de
vapores del tope (410-AC01), es un enfriador por aire de tiro inducido, el
rehervidor de fondo (410-E03), es un intercambiador de calor carcasa – tubos
tipo kettle, el acumulador de reflujo (410-V01), es un recipiente horizontal y
51
las bombas de reflujo (410-P01 A/B), una de las cuales opera continuamente y
la otra sirve de respaldo.
La columna despropanizadora es alimentada a través del plato No. 21 a
la temperatura y presión de 170 ºF y 245 psig respectivamente, con una
corriente parcialmente vaporizada de 25% como fracción de vapor. Basado en
el flujo interno de vapor y líquido en contracorriente, se fracciona el LGN en
una corriente de vapor por el tope a condiciones de 123.6°F de temperatura y
238.3 psig de presión. Así mismo, se obtiene por el fondo una corriente líquida
constituida por la mezcla de butanos y más pesados (C4+) a las condiciones de
245.3 psig de presión y 239.5 °F de temperatura.
La presión del tope de la columna es fijada y controlada para lograr que
la condensación de vapores ocurra a la temperatura de 120 °F, mediante el
condensador total de vapores del tope de la despropanizadora.
El líquido condensado se recibe en el tanque acumulador de reflujo de la
despropanizadora. Este recipiente sirve de succión a las bombas de reflujo de
la despropanizadora, las cuales están diseñadas para succionar líquido
saturado y enviar una parte del flujo de líquido, 33229 BPD mediante control
de flujo hacia al tope de la columna como reflujo, y el resto del flujo de liquido
de 19230 BPD, hacia La Salina como producción de propano.
La especificación del propano producto como 96% v/v mínimo de
propano, es supervisada continuamente mediante el análisis cromatográfico de
una muestra tomada a la descarga de las bombas de reflujo (410-P01 A/B). La
cantidad de iso-butano en el producto de tope es un punto crítico de control de
proceso para la columna despropanizadora.
El líquido proveniente del fondo de la columna se calienta desde una
temperatura de 239.5 °F hasta 254.3 °F mediante el rehervidor de fondo de
la despropanizadora, el cual utiliza como fluido de calentamiento aceite
52
caliente a 480°F. El flujo de aceite caliente suministrado al rehervidor es
controlado con el punto de ajuste, basado en la temperatura del plato de fondo
de la torre. El vapor generado en el rehervidor es retornado al fondo de la
columna, mientras que el líquido es vertido por rebose hacia la sección
acumuladora del rehervidor y retorna a la columna. Del fondo de la columna el
líquido rehervido es enviado a través de un control de nivel, hacia la columna
desbutanizadora – despentanizadora (420-C01). La corriente líquida
constituida por una mezcla de butanos y más pesados (C4+) fluye a las
condiciones de 245.3 psig de presión y 254.3 °F de temperatura.
El control de presión del tope de la columna está fundamentado en la
operación del condensador inundado. El acumulador de reflujo es diseñado
como un condensador inundado de líquido y opera sin espacio de vapor (lleno
de líquido). La producción de propano producto que fluye del acumulador de
reflujo es manejada a través de un control de flujo ajustado con base en la
presión del acumulador. Cuando la presión aumenta, debe incrementar el envío
de propano producto hacia almacenamiento. En el caso de acumularse vapores
no condensables en el acumulador de reflujo, el nivel de líquido en éste tiende
a disminuir. Cuando el nivel de líquido se reduce hasta alcanzar el nivel bajo de
líquido y se supere la presión permisible, el control de nivel debe ventear los
vapores no condensables hacia el mechurrio.
En el condensador inundado el flujo de condensado recibido del
condensador se maneja para cubrir (inundar) o exponer a la condensación, el
área interna de los tubos del enfriador por aire (condensador). El control de
presión trabaja de la manera siguiente: cuando en el acumulador de reflujo la
presión aumenta y se drena mayor flujo de líquido del acumulador hacia el
almacenamiento, el flujo de líquido es forzado del condensador hacia el
acumulador; permitiendo dejar mayor área de tubos libre en el condensador.
En consecuencia, se logrará mayor condensación y la presión de la columna
empezará a bajar. El sistema funciona en sentido contrario cuando la presión
en el acumulador disminuye. La válvula de control de flujo de propano hacia
53
almacenamiento se cierra, resultando aumento del nivel de líquido en el
acumulador de reflujo. Esta acumulación de líquido llega a inundar
internamente los tubos del condensador y por lo tanto, menor área estará
expuesta para la condensación, aumentando la presión de la columna.
Una ventaja del condensador inundado es la habilidad del sistema para
ventear producto fuera de especificación, reduciendo la necesidad de desviar
producción hacia el tanque de reproceso. En la eventualidad de encontrarse el
tope de la columna fuera de especificación (mucho etano), como opción
operacional y a discreción del operador, se podrían apagar parte de los
ventiladores del condensador; a fin de reducir el área disponible para
condensación. A partir de aquí entra a trabajar el sistema de control de presión
de la torre, interactuado con el control de nivel del acumulador de reflujo. Una
vez que el producto entre en especificación, se restablecería el servicio de la
totalidad de los ventiladores del condensador.
2.2.2.3 Unidad Desbutanizadora – Despentanizadora
La unidad desbutanizadora - despentanizadora está comprendida por los
siguientes equipos de proceso: la columna desbutanizadora - despentanizadora
(420-C01), la cual es una torre convencional con 51 platos de fraccionamiento
tipo válvulas, el condensador de vapores del tope (430-E01), es un
intercambiador de calor carcasa - tubos, el rehervidor de fondo (420-E02), es
un intercambiador de calor carcasa – tubos tipo kettle, el acumulador de
reflujo (420-V02), es un recipiente horizontal y las bombas de reflujo (420-P01
A/B), una de las cuales opera continuamente y la otra sirve de respaldo.
La columna desbutanizadora – despentanizadora (420-C01) estará
alimentada por dos corrientes. La alimentación principal de 16040 BPD, estará
constituida por mezcla de vapor-líquido de butanos y más pesados (C4+),
proveniente del fondo de la columna despropanizadora (410-C01). La
alimentación secundaria estará compuesta por 5153 BPD de C5+, producto de
fondo de la columna desbutanizadora existente en la Planta de
54
Fraccionamiento GLP-2.
La corriente de gasolina natural desde GLP-2, es recibida en el
acumulador de gasolina de GLP-2 (420-V01). Desde allí, los líquidos son
enviados a través de las bombas (420-P02 A/B), hasta el calentador de
alimentación a la desbutanizadora (420-E01), a través de un control de flujo
que se encuentra como esclavo del control de nivel del tanque, donde la
corriente de gasolina intercambia calor con la corriente lateral de vapores de
pentanos de la columna, incrementando su temperatura hasta 244ºF. La
corriente líquida de gasolina desde GLP-2, es alimentada a la columna en el
plato No. 46.
La columna desbutanizadora (420-C01), es una torre convencional
dotada con 51 platos reales tipo válvulas, como elementos internos de
contacto vapor – líquido. Las dos corrientes que alimentan a la columna (420-
C01), serán fraccionadas en un producto vapor (mezcla de butanos) a 135.3
psig y 170.1 °F por el tope, una corriente de vapor lateral (mezcla de
pentanos) a 140.6 psig y 262.2°F y por el fondo una corriente líquida de
gasolina natural estabilizada (RVP < 7 psig) a 142.3 psig y 328.8 °F.
La condensación de los vapores del tope de la columna desbutanizadora
se logra a través de una integración térmica con la columna
desisobutanizadora (430-C01). Los vapores del tope de la desbutanizadora,
son condensados en el rehervidor de la columna desisobutanizadora (430-
E01). En tal sentido, la presión en la columna desbutanizadora debe ser
suficientemente para suministrar el flujo de calor necesario en la columna
desisobutanizadora. La presión varía dependiendo de la composición de la
alimentación.
El flujo de condensado proveniente del (430-E01) a 165.3 ºF, es recibido
en el acumulador de reflujo de la desbutanizadora - despentanizadora (420-
V02).
55
Las bombas de reflujo de la desbutanizadora (420-P01 A/B), retornan a
la columna una parte del flujo de 19207 BPD como reflujo, controlado a través
de una válvula de control de flujo.
El resto del líquido del acumulador (420-V02) 9032 BPD, es enviado
hacia la columna desisobutanizadora (430-C01), controlado a través de una
válvula de control de flujo, el cual es ajustado con base a la presión del
acumulador (420-V02). La filosofía empleada para este control de presión, es
la misma empleada para el control del condensador de la columna
desbutanizadora.
La corriente lateral de la columna desbutanizadora - despentanizadora,
compuesta por una mezcla de pentanos (iC5 + nC5) de 1008 lbmol/hr, es
enfriada y parcialmente condensada hasta 253.1ºF, en el calentador
alimentación a la desbutanizadora - despentanizadora (420-E01), utilizando
como medio de enfriamiento la corriente de gasolina natural proveniente de la
planta GLP-2. Seguidamente, la corriente de pentanos es completamente
condensada a 120 ºF en el enfriador por aire, enfriador de pentano producto
(420-AC01). La corriente líquida subenfriada es transferida al tanque de
pentano producto (420-V03), para luego ser enviada a través de un control de
flujo, hacia La Salina para su almacenamiento refrigerado.
Para calentar el líquido del fondo de la columna desbutanizadora, se
utiliza el intercambiador de calor carcasa - tubos (420-E02). El líquido de fondo
de la columna, es calentado desde una temperatura de 308.9 °F hasta 328.8
°F utilizando como fluido de calentamiento aceite a 480°F. El flujo de vapor
producido en el rehervidor, es regulado mediante el control de flujo de aceite
caliente suministrado al rehervidor. La válvula de control de flujo del aceite
caliente, es manipulada indirectamente por un controlador en cascada; siendo
la temperatura del plato 51, la señal maestra que varía el punto de ajuste del
controlador de flujo del aceite caliente.
56
En el rehervidor (420-E02), la corriente de vapor descargada por el tope
de la carcasa es retornada al fondo de la columna, mientras que el líquido
(gasolina natural estabilizada), es vertido por rebose hacia la sección
acumuladora del rehervidor (420-E02) y retorna a la columna. Del fondo de la
columna el líquido rehervido es enviado a través de un control de nivel, hacia
el calentador (410-E01), donde es empleado como medio de calentamiento.
Finalmente, la gasolina natural estabilizada de 4234 BPD es enfriada a
través del enfriador de gasolina natural (420-AC02) a una temperatura de 120
ºF y es almacenada en el tanque de gasolina estabilizada (410-V02).
Posteriormente, este producto es transferido a través de las bombas de
transferencia de gasolina (410-P02A/B), controlando a través de una válvula
de control de flujo, la cual está ajustada con base en el nivel del tanque (410-
V02) variando el flujo de gasolina natural hacia almacenamiento.
2.2.2.4 Unidad Desisobutanizadora
La columna desisobutanizadora (430-C01), es una torre convencional
dotada con 81 platos reales tipo válvulas, como elementos internos de
contacto vapor – líquido. La corriente de mezcla de butanos del tope de la
columna desbutanizadora, es transferida como alimentación a la columna
desisobutanizadora (430-C01), entrando en el plato No. 38. Esta columna
fraccionará la alimentación en un producto vapor por el tope (iso-butano) a
124.5°F de temperatura y 89.1 psig de presión y por el fondo una corriente
líquida (n-butano) a 154.3°F psig de temperatura y 98.1 psig de presión.
En el tope, la desisobutanizadora, cuenta con un sistema de
condensación del tipo condensador inundado. La condensación de los vapores
del tope de la columna se logra en el enfriador por aire 430-AC01,
condensador de la desisobutanizadora. La presión del tope de la columna es
fijada para lograr que la condensación ocurra a la temperatura de 120 °F y la
presión varía dependiendo de la composición de la alimentación.
57
El flujo de condensado proveniente del (430-AC01), es recibido en el
acumulador de reflujo de la desisobutanizadora, 430-V01. Este acumulador
está diseñado para operar inundado, esto es lleno de líquido sin espacio de
vapor.
El líquido del acumulador (430-V01) es transferido por las bombas de
reflujo de la desisobutanizadora (430-P01 A/B). Una parte de este flujo de
33564 BPD, es retornado a la columna como reflujo y controlado directamente
a través de una válvula de control de flujo. La especificación de pureza 96 %
v/v min del iso-butano producto del tope, es monitoreada mediante un
analizador cromatográfico instalado a la descarga de las bombas 430-P01 A/B,
a fin de proporcionar al operador una guía que le permita establecer el punto
de ajuste del control de flujo.
El resto del líquido del acumulador (430-V01), 3043 BPD es enviado
hacia el terminal lacustre La Salina como producción de iso-butano para
almacenamiento, controlada a través de una válvula controladora de flujo, la
cual está ajustada con base a la presión del acumulador (430-V01). Cuando la
presión se incrementa, mayor tasa de iso-butano producto fluirá hacia
almacenamiento. En la eventualidad de que se acumulen vapores no
condensables y aun con el incremento de la presión los vapores no condensan,
el nivel de líquido en el tambor disminuye. En el caso de que el nivel de líquido
sea reducido hasta alcanzar el nivel bajo de líquido, el controlador de nivel
ventearía los vapores no condensables hacia el mechurrio, si se dispone del
permisivo.
La desisobutanizadora, utiliza dos intercambiadores de calor carcasa –
tubos horizontales, tipo termosifón. El rehervidor de la desisobutanizadora
(430-E01), usa el calor proporcionado por la condensación de los vapores del
tope de la desbutanizadora. El segundo intercambiador, rehervidor de aceite
caliente de la desisobutanizadora (430-E02), utiliza aceite caliente a 365 ºF
como fluido de calentamiento. Para equilibrar las diferencias de calor con el
58
condensador de la desbutanizadora (430-E01), la válvula de control de flujo
del aceite caliente que entra por los tubos del intercambiador 430-E02, es
manipulada indirectamente por un controlador en cascada, siendo la
temperatura del plato 81 la señal maestra que varía el punto de ajuste del
controlador de flujo del aceite caliente.
Finalmente, el n-butano 5993 BPD, es enviado a través de las bombas
de n-butano producto (430-P02 A/B) hacia el enfriador de n-butano producto
(430-AC02) donde es sub-enfriada a una temperatura de 120 ºF. Este
producto es transferido a través de una válvula de control flujo manipulada
indirectamente por un controlador en cascada; siendo el nivel de la columna, la
señal maestra que varía el punto de ajuste del controlador de flujo de N-
butano hacia almacenamiento.
Acondicionamiento Gas Natural
950 MMPCED950 MMPCED
Gas Natural Gas Natural
Deshidratación Gas Natural
Extracción Criogénica y Desetanización de LGN
MM
Fraccionamiento
Compresión EtanoCompresiónGas Residual
DIAGRAMA DEL PROCESO. PROYECTO PLANTA CCODIAGRAMA DEL PROCESO. PROYECTO PLANTA CCO
Filtros Polvillos
010-V03
Separador
Principal
010-V02
Slug Catcher Sur
010-V01
Slug Catcher Norte
120-V01
120-C01
SecciSeccióón n
EndulzamientoEndulzamiento
con Aminascon Aminas
120-AC01110-E01A/B
110-V04
110-V01 A/B/C/D
Tamices Moleculares
110-V03
Desmercurizador
110- FIL02 A/B
110- FIL01 A/B
130-E01
130-K01 130-KT01
130-V01
130-E05A/B 130-E04A/B
130-E03
130-C01
Desmetanizadora
130-E02
130-V02
130-P01A/B
140-C01
Desetanizadora
140-E02
410-C01
Despropanizadora
420-C01
Desbutanizadora
430-C01
Desisobutanizadora
410-E03
430-E02
420-E02
010-FIL01A/B/C
Caja Fría
040-K01A/B/C060-K01A/B/C
IsoButanoIsoButano
PentanoPentano
N-ButanoN-Butano
Gasolina
Natural
Gasolina
Natural
MetanoMetano
PropanoPropano
Etano a
PEQUIVEN
Etano a Etano a
PEQUIVENPEQUIVEN
LGN
LGN
BG/ULE
120-C01
EstabilizaciEstabilizacióón de n de
CondensadosCondensados
Figura 1. Diagrama de Proceso. Proyecto Planta CCO
Fuente: (Fang, 2010)
59
2.3 Gas Natural
El gas natural es una fuente de energía no renovable formada por una
mezcla de hidrocarburos parafínicos y otros compuestos que se encuentran
frecuentemente en yacimientos de petróleo, no-asociado, disuelto o asociado
con él, o en depósitos de carbón. Aunque su composición varía en función del
yacimiento del que se extrae, está compuesto principalmente por metano en
cantidades que comúnmente pueden superar el 90 ó 95% y suele contener
otros gases como nitrógeno, CO2, H2S, helio y mercaptanos.
2.3.1 Contaminantes del Gas Natural
En el gas natural se pueden reportar los siguientes contaminantes:
Gases Ácidos: CO2 y H2S
Agua
Compuestos de azufre:
- Sulfuro de Carbonilo (COS)
- Disulfuro de Carbono (CS2)
- Mercaptanos (RSH)
Compuestos inorgánicos gaseosos: N2, He, O2
Compuestos inorgánicos sólidos: NaCl, Hg
Otros: aceite de compresores, inhibidores, parafinas y asfáltenos.
Las principales razones para remover los contaminantes del gas natural
son:
Seguridad del proceso que se realiza.
Control del proceso de corrosión.
Especificaciones de los productos producidos en un proceso.
Impedir la formación de hidratos.
Disminuir los costos del proceso de compresión.
60
Satisfacer las normas de gestión ambiental.
Evitar el envenenamiento de los catalizadores.
2.3.2 Endulzamiento del Gas Natural
El endulzamiento del gas se hace con el fin de remover el H2S y el CO2
del gas natural. Como se sabe el H2S y el CO2 son gases que pueden estar
presentes en el gas natural y pueden en algunos casos, especialmente el H2S,
ocasionar problemas en el manejo y procesamiento del gas; por esto hay que
removerlos para llevar el contenido de estos gases ácidos a los niveles exigidos
por los consumidores del gas. El H2S y el CO2 se conocen como gases ácidos,
porque en presencia de agua forman ácidos, y un gas natural que posea estos
contaminantes se conoce como gas ácido.
2.3.3 Consecuencias de la presencia de Gases Ácidos
Entre los problemas que se pueden tener por la presencia de H2S y CO2
en un gas se pueden mencionar:
Toxicidad del H2S.
Corrosión por presencia de H2S y CO2.
En la combustión se puede formar SO2 que es también altamente tóxico
y corrosivo.
Disminución del poder calorífico del gas.
Promoción de la formación de hidratos.
Cuando el gas se va a someter a procesos criogénicos es necesario
remover el CO2 porque de lo contrario se solidifica.
Los compuestos sulfurados (mercaptanos (RSR), sulfuros de carbonilo
(SCO) y disulfuro de carbono (CS2)) tienen olores bastante
desagradables y tienden a concentrarse en los líquidos que se obtienen
en las plantas de gas; estos compuestos se deben remover antes de que
los compuestos se puedan usar.
61
2.3.4 Procesos para la Remoción de Compuestos Ácidos
Los procesos que se aplican para remover H2S y CO2 se clasifican de
acuerdo a su tipo y pueden ser desde sencillos hasta complejos dependiendo
de si es necesario recuperar o no los gases removidos y el material usado para
removerlos. Las categorías son las siguientes:
Procesos Químicos: Se basan en la absorción de gases ácidos a través
de una reacción química (procesos con aminas y carbonato de potasio).
La regeneración se hace con incremento de temperatura y disminución
de la presión.
Procesos Físicos: Se basa en la remoción de los compuestos ácidos
utilizando solventes orgánicos (rectisol, selexol).
Híbridos: Utiliza una mezcla de solventes químicos y físicos. El objetivo
es aprovechar las ventajas de los absorbentes químicos en cuanto a
capacidad para remover los gases ácidos y de los absorbentes físicos en
cuanto a bajos requerimientos de calor para regeneración.
Procesos de conversión directa: El H2S es convertido directamente a
azufre.
Procesos con membranas: Se basan en la separación de los compuestos
ácidos mediante permeabilidad selectiva a través de membranas,
aprovechando las presiones parciales de estos contaminantes como
fuerza impulsora de la transferencia de masa.
Procesos criogénicos: Se basa en el procesamiento a bajas temperaturas
para separación del CO2 principalmente.
Procesos de lecho sólidos y secuestrantes: El gas agrio se pone en
contacto con un sólido o un líquido que tiene afinidad por los gases
ácidos. Se conocen también como procesos de adsorción.
En la figura 2, se resumen las características generales de estos grupos
o categorías de procesos.
62
Figura 2. Características Generales de los Procesos de Endulzamiento
Fuente: (Martinez, 2005)
2.3.5 Procesos de Endulzamiento del la Corriente de CO2
Para el acondicionamiento del CO2 es decir para seleccionar la técnica más
adecuada se tomarán en consideración diferentes aspectos como el uso de la
tecnología a nivel nacional, selectividad y eficiencia del proceso, costos
asociados y disposición final del producto. Así como las condiciones de presión
y temperatura del gas para su posterior aplicación.
63
C-1 C-2 C-3 C-4 C-5
C-1 C-2 C-3 C-4 C-5
Disposición
de CO2
Compresores de CO2 Tren 1
Compresores de CO2 Tren 2
Compresión de CO2
Planta de Purificación y Tratamiento
de CO2
Compresión de CO2
Figura 3. Proceso de Acondicionamiento del CO2 en el CCO
Fuente: (Fang, 2010)
Luego de que el gas natural es endulzado se dividen en dos corrientes de
CO2, estas se comprimen desde la primera etapa de compresión hasta la cuarta
etapa de compresión y de allí salen y entran a los lechos de purificación donde
se eliminará el H2S para luego deshidratarse en los tamices moleculares o en la
planta de glicoles. Una vez acondicionado la corriente de CO2, se reenvía
nuevamente a compresión y en la quinta etapa del compresor para ser utilizado
en almacenamiento geológico o para recuperación mejora de crudo.
2.3.6 Tecnología de Endulzamiento de la Corriente de CO2
Existen numerosas tecnologías para el endulzamiento o desulfuración de
gases, sin embargo, no todos los procesos son selectivos únicamente a la
remoción del sulfuro de hidrógeno (H2S) y otros compuestos sulfurados.
Algunos de los procesos existentes son capaces de retirar CO2 además del H2S.
64
En esencia, hay diferentes categorías de procesos de endulzamiento, sin
embargo, solo se describirán aquellas tecnologías selectivas a la remoción del
Sulfuro de Hidrógeno (H2S) y otros compuestos sulfurados, para aplicarse a la
corriente de CO2 a producirse en el CCO y que no produzcan azufre elemental
dentro del proceso, a continuación se listan los principales:
2.3.6.1 Proceso Esponja de Hierro
El proceso de óxido de hierro o caja seca es uno de los métodos más viejos
que se conoce para eliminar los compuestos de sulfuro en las corrientes de
gas.
El proceso más simple consiste en que el gas ácido haga contacto con el
óxido de hierro hidratado (la inyección de agua y carbonato de sodio es
necesaria algunas veces) a través del lecho. El H2S reacciona con el oxido de
hierro formando sulfuro de hierro y agua. Cuando el óxido de hierro es
saturado debe ser removido o regenerado. La reacción del proceso se puede
representar por medio de estas dos ecuaciones:
Estas dos ecuaciones se pueden combinar en una sola como la que se
muestra:
No existe un gas ácido que en donde la utilización de este proceso sea la
ideal, esto es debido a que para grandes cantidades de ácido en el gas (>10
TON de azufre recobrable) este proceso debe ir seguido de otro proceso de
endulzamiento para poder remover toda la acidez del gas, y para gases con
poco contenido de H2S el sulfuro producido durante el proceso no es un
producto que genere grandes ganancia debido a la poca producción.
65
El rango de presión utilizado en este proceso puede variar desde 25 psig
hasta 1200 psig.
La figura 4, muestra el proceso típico a alta presión de óxido de hierro.
Este arreglo está compuesto de dos recipientes que contienen el óxido de
hierro pero actualmente se puede utilizar hasta cuatro recipientes.
Gas Ácido
Agua
Gas Dulce
Torre 1 Torre 2
Soplador
Aire
Gas de Regeneración
Figura 4. Esquemático Proceso Esponja de Hierro
Fuente: (Fang, 2010)
La primera torre mostrada se encuentra removiendo el H2S del gas ácido
mientras que la segunda torre está en el ciclo de regeneración o fuera de
operación mientras la esponja de hierro es remplazada.
Luego de que la torre que se encuentra saturada de H2S es removida del
proceso y por la parte de abajo se le agrega aire para regenerar el oxido de
hierro. El proceso de regeneración es por medio de una reacción exotérmica la
cual debe ser controlada para mantener una temperatura adecuada del
proceso.
La regeneración del proceso se puede realizar en forma continua
añadiendo pequeñas cantidades de aire en la entrada del gas ácido hacia el
proceso de purificación. Otra manera de realizar la regeneración del lecho es
66
retirar de operación un lecho saturado de H2S y circular aire a través de él,
esto se conoce como ciclo de regeneración. La ventaja de realizar el ciclo de
regeneración separando un lecho es una reducción en los costos operacionales
y que el sulfuro puede ser recuperado y se le puede dar otra utilidad.
En el caso de realizar una regeneración continua una pequeña
concentración de aire es añadida al gas ácido antes de ser procesado. Este aire
sirve para regenerar continuamente el oxido de hierro que reaccionó con el
H2S.
2.3.6.2 Tamices Moleculares
Los tamices moleculares son compuestos de silicato de alúmina sodio-
calcio cristalino, que al igual que la mayoría de los adsorbentes sólidos tienen
una larga área superficial, sin embargo además de esta característica ellos
cuentan con altas cargas polares localizadas lo que incrementa su poder de
adsorción en compuestos polares o polarizados. Esta característica es la que en
comparación con otros adsorbentes los tamices tienen mayor capacidad de
adsorción.
Los tamices moleculares pueden ser utilizados para remover H2S, CO2 y
otros contaminantes que se encuentran en el gas natural. Los tamices
moleculares pueden ser diseñados para adsorber simultáneamente H2S, CO2 y
agua (como deshidratador).
En la figura 5, se muestra el proceso de endulzamiento a través de
tamices moleculares.
67
Figura 5. Esquemático Proceso Tamices Moleculares
Fuente: (Fang, 2010)
El gas ácido entra en la torre 1 por el tope, el gas dulce sale por el fondo
de la torre y es enviado a otra unidad para un diferente proceso. La torre 2 se
encuentra en un proceso de regeneración y enfriamiento. La regeneración se
realiza tomando una porción del gas endulzado al se le aumenta la
temperatura (aproximadamente a 600°F) por medio de un horno, el gas
caliente entra a la torre por el fondo y adsorbe el H2S, el gas ácido de
regeneración es enviado a una disposición segura (quemador o flare) o es
enviado a un proceso de endulzamiento y retornado a la alimentación.
Usualmente el proceso de regeneración dura entre 6 a 8 horas. Luego que el
H2S es retirado del tamiz, el gas de regeneración desvía al horno y comienza el
proceso de enfriamiento del lecho.
2.3.6.3 PROCESO MADS – Tamiz Molecular Resistente al Azufre (Sulfur
Resistant Molecular Sieve)
Es un proceso selectivo que remueve H2S del gas natural bajo la licencia
de UOP (Universal Oil Products).
Gas
Ácido
Gas Dulce
Torre 1 Torre 2
Horno
Gas de Regeneración
Gas Ácido hacia
disposición segura
68
Es un proceso no regenerativo el cual opera con dos torres en serie, en
donde una de las torres se encuentra en operación mientras a la otra se le
reemplaza el tamiz y es limpiada.
Separador
Salida
Gas de Entrada
Filtro Separador
Torres Contactoras
Gas Dulce
Figura 6. Esquemático Proceso MADS
Fuente: (Fang, 2010)
El gas ácido pasa a través de un filtro/separador de entrada el cual
remueve cualquier líquido o agua salada que contenga la corriente de gas. Al
salir del filtro/separador el gas entra por el fondo en la torre contactora donde
el H2S es removido y adsorbido por los tamices moleculares, mientras que la
otra torre se encuentra en un proceso de limpieza y de recargo con tamiz
nuevo.
2.3.6.4 Chemsweet
El proceso chemsweet patentado por la empresa Natco, es un proceso
por carga para eliminar el sulfuro de hidrógeno del gas natural. Utiliza una
mezcla de oxido de zinc, acetato de zinc y agua con un dispersante. El agua es
utilizada para mantener las partículas dispersas dentro del lecho, por lo tanto
se utiliza una porción de dispersante por cada cinco porciones de agua, donde
69
disuelve el acetato y proporciona una fuente controlada de iones de zinc que
reaccionan instantáneamente con el bisulfito y los iones de sulfuro que se
forman cuando el sulfuro de hidrógeno se disuelve en agua. El óxido de zinc
repone el acetato de zinc. Las siguientes reacciones son llevadas a cabo en
este proceso:
OHZnSSHZnO
OHZnAcHAcZnO
HAcZnSSHZnAc
22
22
22
2
2
La presencia de CO2 en el gas no es problema para la operación de este
proceso, sin embargo el proceso no adsorbe el dióxido de carbono presente en
el gas.
El proceso está diseñado para manejar concentraciones de H2S hasta
400 ppmv, para una alimentación entre 50 MPCED y 12 MMPCED y a presiones
desde 75 psig hasta 1400 psig. Concentraciones de mercaptano por encima del
10% en el Sulfuro de Hidrógeno en la corriente de gas representa un
problema. Algunas de estas moléculas de mercaptano pueden reaccionar con el
óxido de zinc y son eliminadas de la corriente del gas. Sin embargo, el
mercaptido de zinc [Zn(OH)RH] resultante formaría un lodo que puede causar
problemas de espumas.
Gas Dulce
Gas Ácido
Alimentación de Agua y
Dispersantes Exceso de Agua y
Dispersantes
Gas Dulce
Gas Ácido
Alimentación de Agua y
Dispersantes Exceso de Agua y
Dispersantes
Figura 7. Esquemático Proceso Chemsweet
Fuente: (Fang, 2010)
70
El gas ácido entra por el fondo del recipiente y fluye hacia arriba, el
sulfuro de hierro reacciona instantáneamente con el acetato de zinc y forma
sulfuro de zinc insoluble y agua. El gas dulce pasa a través del extractor de
niebla y sale por el tope de la torre.
El diseño del recipiente debe ser adecuado para mantener la distancia
precisa entre el extractor de niebla y la mezcla de agua, dispersantes y oxido
de zinc.
El proceso está diseñado para reemplazar el total de la mezcla de agua
con el oxido de zinc y los dispersantes, el cual tiene una duración aproximada
de 15 a 90 días dependiendo de las concentraciones de H2S en el gas a tratar.
2.3.6.5 Sulfatreat
Sulfatreat es el nombre comercial de un reactivo sólido a base de óxido
de hierro (FexOy) para eliminación de H2S de corrientes gaseosas. Es un
producto no regenerable que se dispone en forma de lecho sólido. Es utilizado
para la remoción selectiva de H2S y mercaptanos en gases que pueden incluir
la presencia de CO2. El contaminante removido del gas reacciona con el
Sulfatreat y queda incorporado al reactivo, el cual debe ser reemplazado cada
determinado tiempo.
Este proceso puede ser utilizado para presiones entre 70-900 psig y
puede remover hasta 30000 ppm del H2S presente en el gas.
Sulfatreat está compuesto por pequeñas partículas granulares con alta
porosidad y baja resistencia al flujo, con gran regularidad de tamaño y forma,
su color es negro, y todas sus características son similares puro y gastado.
Está compuesto por óxidos de hierro soportados sobre una estructura de
silicatos inertes. Una vez reaccionado, contiene pirita (disulfuro de hierro)
producto de la reacción entre el sulfatreat y el H2S. La pirita es un compuesto
71
estable que no se descompone, por lo que el H2S es irreversiblemente
eliminado.
Las ventajas de este proceso es que el sufatreat no es tóxico,
inflamable, explosivo, corrosivo o irritante, por lo que no ocasiona problemas
ambientales en su disposición final ni en su manipulación. El principio operativo
del sulfatreat consiste en la reacción química entre el H2S de la corriente
gaseosa con el óxido de hierro, obteniéndose como productos el sulfuro ferroso
(FeS2), también conocido como pirita, y vapor de agua.
Las reacciones de oxidación están representadas en las siguientes
ecuaciones:
Fe3O4 + 4H2S 3FeS + 4H2O + S
Fe3O4 + 6H2S 3FeS2 + 4H2O + 2H2
Fe2O3 + 3H2S Fe2S3 + 3H2O
FeS + S FeS2
Gas Dulce
Gas Ácido
Drenaje
SeparadorAgua
Reactor
Exceso
de Agua
Gas Dulce
Gas Ácido
Drenaje
SeparadorAgua
ReactorReactor
Exceso
de Agua
Figura 8. Esquemático Proceso SULFATREAT
Fuente: (Fang, 2010)
Al gas de alimentación se le atomiza agua para lograr la saturación de la
corriente (condición fundamental para el buen desempeño del sistema). El gas
entra en un separador para remover el posible exceso de agua para evitar la
formación de canalizaciones en el lecho de sulfatreat.
72
El gas ácido ingresa al reactor por el tope y el H2S reacciona
irreversiblemente con el sulfatreat y es removido de la corriente. El gas dulce
sale del reactor por el fondo con una concentración de H2S que es próxima a 0
ppm durante la mayor parte de la vida útil del reactivo.
El sulfatreat no es regenerable por lo cual debe ser removido y repuesto
cada determinado tiempo.
2.3.6.6 Proceso EFCO
La empresa EFCO (Engineers and Fabricators Company) diseñó un
proceso utilizando tamices moleculares y que reduce los problemas
operacionales causados por la utilización de una porción del gas endulzado que
es calentado para luego utilizarlo en la regeneración.
Filtro
Gas
Acido
Reciclo
Condensador
Horno
Gas de
Recirculación
Tamis
Molecular
Operación
Tamis
Molecular
Regerando
Tamis
Molecular
Operación
Tamis
Molecular
Enfriando
Intercambiador
Absorbedor
Separador
Flash Tank
Bomba
Solvente
Desgastado
Salida de Gas Dulce
Filtro
Gas
Acido
Reciclo
Condensador
Horno
Gas de
Recirculación
Tamis
Molecular
Operación
Tamis
Molecular
Regerando
Tamis
Molecular
Operación
Tamis
Molecular
Enfriando
Intercambiador
Absorbedor
Separador
Flash Tank
Bomba
Solvente
Desgastado
Salida de Gas Dulce
Figura 9. Esquemático Proceso EFCO
Fuente: (Fang, 2010)
73
El gas ácido entra a la unidad y pasa por un separador y un filtro para
remover los líquidos formados y los sólidos que pueda contener el gas. Luego
el gas pasa a través de dos lechos con tamices moleculares y sale de los lechos
como gas endulzado.
Una porción de la corriente del gas endulzado es enviada a un tercer
lecho caliente el cual ha salido de la etapa de regeneración para que el gas lo
enfríe. El gas que sale del lecho caliente pasa a través de un intercambiador de
calor gas/gas y es precalentado para luego entrar al horno de regeneración.
Luego de ser calentado el gas sale del horno y entra al cuarto lecho para
regenerar el tamiz que se encuentra en este y remover el H2S que fue
adsorbido. El gas que sale del lecho en regeneración fluye a través de un
intercambiador y es enfriado con gas dulce, luego pasa a través de un
enfriador. La corriente de gas entra a un separador donde los líquidos
producidos por el enfriamiento son removidos del gas.
El gas que sale del separador entra a una columna adsorbedora y a
contra flujo con una corriente de amina se le es removido aproximadamente
un 90% del H2S, este gas endulzado es llevado a la entrada del proceso y se
mezcla con el gas de alimentación.
Por el fondo de la columna adsorbedora sale la amina rica y es enviada a
un tanque de expansión súbita (flash tank) en donde se libera los gases ácidos
por medio de la expansión y la amina que sale del flash tank es bombeada
hacia la columna adsorbedora.
La ventaja de este proceso es que el gas quemado para producir la
energía necesaria durante la regeneración es justamente el necesario y
solamente se rechaza las corrientes de gases ácidos.
74
2.3.6.7 Proceso Puraspec
El proceso puraspec trabaja como un desulfurizador de gases y líquidos.
Este proceso trabaja con lechos con granos adsorbentes de metal basado en
óxido que son generados por la alta temperatura del oxido de zinc utilizado en
las corrientes de purificación de las plantas de amoniaco hidrógeno y metanol.
Este proceso es efectivo para temperaturas por debajo de 32°F, por lo
tanto no es necesario añadir calor durante la operación. La presión de
operación varía desde presión atmosférica hasta 1800 psig. Este proceso
puede remover sulfuro hasta 50 ppmv.
Por su capacidad de adsorber H2S y CO2 de manera irreversible este
proceso es ideal para generar productos con bajo contenido de contaminantes,
por lo que es muy utilizado en corrientes de propano para pasar la prueba de
cobre.
2.3.6.8 Carbón Activado
El carbón activado es un proceso de adsorción para la remoción de H2S y
otros compuestos sulfurados de bajo peso molecular provenientes de gases
industriales, usando lechos de carbón impregnados con 5-10% de óxidos
metálicos.
Este proceso está diseñado para operar sin limitación de presión y con
un límite de temperatura para el gas de alimentación de 150°F. Este proceso
es aplicable para la desulfuración de gases con contenido de H2S de 30 ppm a
0.2 ppm.
La regeneración del lecho de carbón activado se realiza
aproximadamente a una temperatura entre 450°F y 500°F, luego de varias
regeneraciones se debe inyectar aire para reactivar el carbón.
75
2.3.6.9 Carbón Activado Tipo CJ
El proceso de carbón activado tipo CJ, es de la licencia Barnebey &
Sutclife Corporation, es uno de los procesos de endulzamiento por
secuestrantes, que remueven el H2S y el mercaptano del gas natural en una
atmósfera sin oxígeno. Este tipo de secuestrante es hecho de un químico
impregnado en carbón activado. El material usado para impregnar el carbón
activado es el óxido férrico. El óxido férrico incrementa la capacidad del
adsorber el H2S ocho veces por encima que el carbón activado sin impregnar.
Es un proceso no regenerativo de ciclos por cargas. El gas ácido de
alimentación es pasado a través de filtros de separadores para remover
cualquier arrastre de líquidos condensados de la corriente de gas de
alimentación. Luego el gas se dirige al tope de la torre contactora empacada
con carbón activado tipo CJ.
2.3.6.10 Proceso de Óxido de Zinc
En este proceso de adsorción el H2S reacciona con el óxido de zinc (ZnO)
para formar sulfuro de zinc (ZnS) y agua. La adsorción del sulfuro de
hidrógeno disminuye en presencia de vapor de agua, por lo que un contenido
de vapor mayor del 10% de la alimentación total resulta en un débito de la
capacidad de adsorción. Bajo la siguiente reacción:
OHZnSSHZnO 22
El óxido de zinc es principalmente utilizado para la remoción de azufre,
reduce el H2S a 0,2-0,5 ppm. Para gases con concentraciones mayores a 300
ppm de H2S el empleo de este proceso resulta antieconómico ya que un alto
contendido de H2S reduce la utilización del ZnO. Los mercaptanos y cerca del
60% de tiófenos son también removidos a 600-750°F. El reactor de óxido de
zinc opera a temperaturas entre 660 y 840°F y de presión atmosférica hasta
720 psig.
76
2.3.6.11 Slurrisweet
Este proceso no regenerativo es ofrecido por Sivalls, Inc. Es un proceso
por carga donde se remueve selectivamente el H2S en presencia del CO2. El
proceso utiliza un compuesto de hierro en forma de lodo para el endulzamiento
de la corriente de gas natural.
El proceso trabaja con concentraciones de H2S hasta 100 gr/100 PCE, y
en un rango de presión de 25-1200 psig.
En el esquema de proceso el gas natural pasa a través del separador de
entrada para remover cualquier cantidad de líquidos presente en el gas natural,
luego es precalentado para evitar cualquier formación de hidratos y la
condensación de líquidos en la torre contactora. La torre contactora estará
rellena la ¾ parte del compuesto de slurrisweet. El gas natural entra, se
expande y se dispersa a través de la solución de lodo, manteniéndose agitado.
El sulfuro de hidrógeno reacciona con el material de hierro para removerlo de la
corriente de gas natural. El proceso es por sacrificio y la solución de slurrisweet
debe ser reemplazado cuando esté gastado.
2.3.6.12 Stretford
Es un solvente acuoso que contiene carbonato de sodio, ácido
antraquinónico-disulfónico (ADA) y vanadio como metavanadato de sodio. El
H2S es removido por absorción química y puede ser reducido a 1 ppm. El
proceso no remueve cantidades significativas de CO2. Puede obtenerse la
remoción completa de HCN. El COS y CS2 no se reducen en forma significativa.
El adsorbedor opera a temperatura de 90 a 120°F y de presión atmosférica a
100 psig.
El principal problema relacionado al proceso es el tratamiento y
disposición de efluentes que contienen tiocianato de sodio y tiosulfato de sodio
(del HCN).
77
2.3.6.13 Fosfato Tripotásico
Este proceso usa una solución de fosfato tripotásico para la remoción de
H2S. Las principales ventajas son la no volatilidad del componente activo en la
solución, insolubilidad en hidrocarburos líquidos y no-reactividad con COS y
otras impurezas. Es apropiado para aplicaciones a altas temperaturas. Este
proceso ha sido desplazado por procesos de etanolamina.
2.3.7 Deshidratación de Gas
El gas natural, contiene normalmente vapor de agua. El agua deberá ser
removida a un punto típico de un contenido de 7 lbH2O/MMPCE para la mayoría
de los sistemas de transmisión de gas, y hacia valores inferiores de ppm de
agua cuando los puntos de condensación se encuentra por debajo de -150°F
cuando se encuentra en procesos con equipos criogénicos. El retiro del agua, o
deshidratación, se realiza para prevenir la formación de hidrato (y como
congelación potencial) o corrosión en la recolección de gas, sistema de
transmisión, planta de tratamiento o en el proceso.
Hay varias opciones de proceso que pueden ser utilizadas para llevar a
cabo la deshidratación. La variedad de estos procesos que consisten en los
cinco básicos abajo mencionados:
Compresión a una presión superior con enfriamiento subsecuente y
separación de las fases. Mientras más alta sea la presión, menor será el
contenido de vapor de agua saturado en lb/MMPCE a una temperatura
dada
Enfriamiento debajo del punto de condensación inicial
Absorción con desecantes líquidos (como glicol)
Adsorción con desecantes sólidos (como tamiz molecular)
Absorción con delicuescentes sólidos (como cloruro de calcio)
78
Para considerar alguna de estas tecnologías o la combinación de los
procesos de tecnología disponibles se deberá tomar en cuenta los siguientes
factores:
Especificación del contenido de agua máxima
Contenido de agua inicial
Características del proceso
Disposición de la operación
Factores económicos
Figura 10. Tecnologías disponibles para la deshidratación del gas natural
Fuente: (Martínez, 2005)
2.3.7.1 Compresión y Enfriamiento
La separación es una parte típica del sistema de producción / recolección
de gas y arreglos del proceso. Se aplica normalmente para un secante adicional
del gas natural. Sin embargo, en algunos casos, este simple acercamiento
puede ser suficiente para uso de campo de los sistemas de elevación de gas.
79
2.3.7.2 Enfriar debajo del punto de Condensación Inicial
Mientras más baja la temperatura, menor será el contenido de vapor de
agua saturada en del gas. Este método requiere usualmente algunos medios de
prevención de hidrato y es aplicado como separación de temperatura baja. El
glicol-etileno es usualmente utilizado para la temperatura más baja de
separación (LTS) para la prevención de hidratos y la deshidratación simultánea
del gas. Esta aproximación es combinada frecuentemente con inyecciones
directas de glicol en la parte delantera de las plantas de refrigeración o plantas
de absorción de escaso aceite. También han sido combinadas nuevas
tecnologías de expansión con inyección directa para lograr la deshidratación.
2.3.7.3 Absorción de agua con un Desecante Líquido
Éste usa usualmente un tipo de glicol, y consiste en el contacto del gas y
el desecante en una columna de absorción a temperatura ambiente. También
se aplica en combinación con el método de enfriado, a temperaturas ambiente
más bajas. Es el proceso más aplicado, usado extensivamente en operaciones
de producción y en varias refinerías y en plantas de operación química. Los
gases naturales pueden ser deshidratados hasta 7 lbH2O/MMPCE con sistemas
estándares de regeneración utilizando trietilenglicol (TEG) o dietilenglicol
(DEG).
2.3.7.4 Adsorción del agua con un Desecante Sólido
Este tipo de deshidratación es frecuentemente utilizado cuando el
proceso de remoción de agua del gas natural se requiere a niveles muy bajos
(ppm) de agua en el gas deshidratado. El material utilizado como agente
deshidratador puede variar, los más utilizados son los tamices moleculares
(molecular sieve), alúmina activada, zeolita y sílica gel.
80
2.3.7.5 Los Sistemas Delicuescentes
Son atractivos para volúmenes más pequeños, tal como un sistema de
producción insolado o un combustible de gas. Los disecados delicuescentes
están hechos de varias mezclas de sales de halogenuro alcalino por ejemplo:
cloruro de calcio, y son naturalmente higroscópicos.
2.3.8 Técnicas de deshidratación de gases para aplicar al CO2
Dependiendo del grado de deshidratación requerido, este proceso puede
realizarse mediante absorción en una solución de glicol o adsorción en tamices
moleculares.
2.3.8.1 Deshidratación con Tamices Moleculares
Un tamiz molecular es un material que contiene poros pequeños de un
tamaño preciso y uniforme que se usa como agente adsorbente para gases y
líquidos. Las moléculas que son lo suficientemente pequeñas para pasar a
través de los poros son adsorbidas, mientras que las moléculas mayores no,
como por ejemplo una molécula de agua es lo bastante pequeña y puede pasar
a través de los poros y otros compuestos no, es por eso que se usan como
agentes desecantes para diferentes sustancias.
Cabe destacar que los tamices moleculares no solo adsorben moléculas
dependiendo de su tamaño sino también de acuerdo a su polaridad y grado de
saturación.
En un tamiz molecular la superficie externa de los cristales está
disponible para moléculas de cualquier tamaño mientras que a la parte interna
solo llegan aquellas moléculas con un tamaño suficientemente pequeño para
atravesar los poros.
81
2.3.8.2 Deshidratación con el uso de Glicoles
El proceso de remoción del agua en una corriente gaseosa se puede
realizar a través del contacto entre un gas y una sustancia higroscópica
(absorbe agua) como un glicol.
Un proceso típico con el uso de glicoles, consiste en que la corriente de
gas pasa a través de un removedor de líquidos libres, luego ingresa a un
contactor donde realiza un intercambio de agua con el glicol que circula en
contracorriente y es absorbida por el mismo, para que el gas luego deje el
contactor a través de un removedor de niebla para reducir el transporte de
glicol en el gas de salida a la línea de venta.
El glicol que contiene el agua se bombea a través de un filtro y luego a
un intercambiador glicol-glicol donde se eleva la temperatura del glicol con
agua antes de su entrada al regenerador.
El glicol es separado tanto del agua como de los contaminantes de bajo
punto de ebullición en la columna del regenerador, luego el glicol queda
retenido en el acumulador y luego pasa a un intercambiador glicol-glicol donde
se baja su temperatura a un nivel adecuado para que no dañe las bombas. Es
buena práctica colocar un filtro antes de la bomba para eliminar los
contaminantes que puedan causar desgaste en la misma.
CAPÍTULO III
MARCO METODOLÓGICO
3.1 Tipo de Investigación
El tipo de investigación, corresponde al tipo descriptivo, por cuanto su
propósito, se centró en describir características del proceso de endulzamiento
del Complejo Criogénico de Occidente, y a su vez de las tecnologías a aplicar
para la purificación de la corriente de dióxido de carbono (CO2).
A respecto de este, Hernández, Fernández y Baptista (2003) expresan
que la investigación descriptiva busca especificar propiedades, características y
rasgos importantes de cualquier fenómeno indicado. De igual modo Tamayo y
Tamayo (2001), señala que la investigación descriptiva comprende la
descripción, registro, análisis e interpretación de la naturaleza actual y la
composición o proceso de los fenómenos.
La denominación del tema de estudio como investigación descriptiva se
debe al hecho de proponer y conocer de manera sistemática un fenómeno que
permita situar de manifiesto su estructura y comportamiento. Sabino (1996)
enuncia “ellas permiten sin duda, colocar de manifiesto los conocimientos
teóricos y metodológicos de su autor, pues una buena descripción solo se
puede hacer si se denomina un marco teórico que permita integrar los datos”.
Por otra parte Bavaresco (2006) expresa “la investigación descriptiva se debe
al hecho de proponer y conocer de manera sistemática un fenómeno que
permita situar de manifiesto su estructura o comportamiento”.
Esta investigación fue de tipo factible porque presentó una acción para
resolver un problema práctico y satisfacer una necesidad, apoyada en la
investigación documental, en el cual se propuso el desarrollo del diseño y
83
futura construcción de la unidad de purificación y disposición de CO2 a
generarse en el Complejo Criogénico de Occidente.
3.2 Diseño de la Investigación
En el diseño de la investigación, para el autor Muñoz, C. (1998) la
investigación se apoya en la recopilación de antecedentes a través de
documentos gráficos formales e informales, cualquiera que estos sean, donde
el investigador fundamenta y complementa su investigación con lo aportado
por diferentes autores.
En función a los objetivos planteados en la investigación y enmarcados
bajo la concepción de Muñoz, C. La presente investigación se orientó bajo los
principios bibliográficos o documentales, ya que la información que se obtuvo
para realizar el estudio se hizo a través de resúmenes y documentos técnicos,
publicaciones mensuales y estudios realizados previos referentes a la
purificación y disposición del dióxido de carbono.
Además, es preciso señalar, que el diseño de esta investigación se
clasificó de tipo tecnológico, por cuanto abarcó objetivos a través de la
incorporación de nuevos mecanismos tecnológicos para diseñar la unidad de
purificación y disposición de CO2, que fue el objeto de estudio.
Las técnicas de recolección de datos se basaron en detectar, obtener y
consultar la bibliografía y otros materiales que fueron útiles para el propósito
del estudio, así como extraer y recopilar la información relevante y necesaria
que concernió al problema de investigación.
Para Méndez, (2001). Las fuentes son todos aquellos hechos o
documentos a los que acude el investigador para obtener información,
mientras que los instrumentos o técnicas son los medios empleados para
recolectar dicha información.
84
3.3 Fuentes e Instrumentos de Recolección de Datos
Las técnicas de recolección de datos se basó en detectar, obtener y
consultar la bibliografía y otros materiales que fueron útiles para el propósito
del estudio, así como extraer y recopilar la información relevante y necesaria
que tuvo relación con el problema de investigación.
Para llevar a cabo la investigación, la recolección de datos se basó en:
Fuentes Primarias
Entrevistas no Estructuradas. Permitió un contacto directo con las
personas que se consideraron fuente de información, estableciendo una
conversación libre a través de preguntas y respuestas emitidas según la
dinámica de la entrevista lográndose el aprovechamiento de la información
para así unificar criterios de selección de las tecnologías adecuadas para la
purificación de la corriente de dióxido de carbono.
Fuentes Secundarias
Representa la recolección de información almacenada a través de
fuentes: Documentos oficiales, libros especializados, revistas técnicas,
manuales, tesis de grado, entre otros. Los datos secundarios son registros
escritos que proceden también de un contacto con la práctica que han sido
recogidos y en varias ocasiones, procesados por otros investigadores. Las
fuentes secundarias utilizadas fueron las siguientes:
Revistas Técnicas
Al principio, esta investigación se inició con la búsqueda de revistas
técnicas que contenían la información necesaria y relevante para conformar
las bases teóricas de esta investigación, a través de este instrumento, se
85
obtuvo información referente a las posibles tecnologías a aplicar para la
purificación de la corriente de dióxido de carbono a generarse en el Complejo
Criogénico de Occidente.
Documentos Oficiales
En el transcurso de la investigación se revisaron varios documentos
oficiales pertenecientes a las diferentes gerencias de PDVSA E&P y PDVSA Gas,
de los cuales se recopiló la información necesaria para el estudio.
3.4 Procedimientos empleados en el desarrollo de la Investigación
En el procedimiento de la investigación se realizó de la siguiente
manera:
Describir el proceso de remoción de gas ácido en el Complejo Criogénico
de Occidente (CCO).
Se procedió a la revisión bibliográfica detallada de los documentos de
proceso del Complejo Criogénico de Occidente. Se realizó el estudio por medio
de planos (PFD y P&ID), manuales de proceso y manuales de operación
concernientes al sistema de remoción de gas ácido del CCO.
Determinar las condiciones de descarga de CO2 proveniente de la Unidad
de Remoción de Gas Ácido (AGRU).
Se realizó la revisión bibliográfica de los documentos de proceso y las
simulaciones referidas a la unidad de remoción de gas ácido del CCO, para
determinar las condiciones de descargas de la corriente de CO2.
86
Los resultados de las simulaciones se obtuvieron con el programa de
simulación HYSYS 3.2, introduciendo la composición de la corriente ácida a
purificar y sus condiciones de flujo, presión y temperatura de operación.
Seleccionar el adsorbente no regenerativo que ofrece el mercado para la
eliminación del H2S contenido en la corriente de CO2, que pueda
utilizarse en el Complejo Criogénico de Occidente.
Se realizó una revisión bibliográfica y documental de todos los diferentes
adsorbentes no regenerativos que ofrece el mercado, se realizaron entrevistas
no estructuradas con el personal técnico y representantes de venta de las
tecnologías a consultar.
Se realizó una tabla comparativa entre las diferentes alternativas y se
procedió a la selección del adsorbente no regenerativo más adecuado acorde a
la corriente de CO2 a purificar, esta selección se baso en la comparación de los
diferentes adsorbentes en cuanto a tipo de proceso, selectividad del reactivo,
capacidad de remoción, rango de presión y temperatura de operación, insumos
necesarios para su uso y aspectos de seguridad relevantes.
Determinar la pertinencia sobre el uso de desecantes sólidos o líquidos
para la deshidratación de la corriente de CO2.
Se realizó una revisión bibliográfica y documental de los desecantes
sólidos y líquidos en el mercado y se determinó a través de una tabla
comparativa las características principales del desecante más adecuado acorde
para deshidratar la corriente de CO2 del CCO.
La tabla comparativa que se realizó se basó principalmente en el tipo de
proceso presente, su eficiencia y los equipos necesarios para su operación.
87
Diseñar la unidad de purificación de la corriente de CO2 que se produce
en el Complejo Criogénico de Occidente.
De acuerdo a la selección de la tecnología de endulzamiento y
deshidratación para la corriente de CO2, se realizaron los cálculos referentes a
la unidad de desulfuración y deshidratación de la corriente de CO2 que se
produce en el CCO.
Una vez diseñado la unidad de purificación de la corriente de CO2 se
procedió a realizar un esquemático representativo del proceso, y de acuerdo a
los resultados arrojados se establecieron las conclusiones y recomendaciones
de la investigación.
CAPÍTULO IV
RESULTADOS OBTENIDOS
En este capítulo se presentan los resultados obtenidos a través de la
realización de este trabajo de grado, para dar respuestas a los objetivos
planteados en el problema, así como también el orden en que fueron obtenidos
los resultados, las fases que permitieron su realización y las herramientas
utilizadas para alcanzar los objetivos.
Describir el proceso de remoción de gas ácido en el Complejo
Criogénico de Occidente (CCO).
La unidad de remoción de gas ácido (AGRU) procesará el gas de salida
de las facilidades de entrada (libre de sólidos y condensados). La unidad de
remoción de gas ácido removerá el sulfuro de hidrógeno (H2S) y el dióxido de
carbono (CO2) hasta los valores requeridos, a través de un proceso basado en
un solvente regenerativo MDEA (metildietanolamina). El proceso de remoción
de gas ácido está compuesto por dos columnas de absorción operando en
paralelo y una unidad de regeneración de amina común para las dos columnas
de absorción. Se proveerán todas las instalaciones de aislamiento necesarias
para permitir el mantenimiento de una de las secciones de absorción mientras
la otra permanece en operación. El gas dulce tratado será enviado a la sección
de recuperación de LGN situada aguas abajo, después de haber removido el
agua y las trazas de mercurio aguas abajo de la unidad de remoción de gas
ácido. (Véase figura 11).
89
Figura 11. Esquemático de la Unidad de Remoción de Gas Acido del CCO
Fuente: (Fang, 2010)
El gas ácido proveniente de la regeneración del solvente (MDEA) es
enviado a la sección de compresión y purificación de CO2. A la salida de la 4ta
etapa de compresión el gas ácido con una composición de más del 96% de
dióxido de carbono (CO2) es enviado a la sección de purificación para la
remoción del H2S. La corriente de CO2 una vez desulfurada es enviada a los
filtros de partículas sólidas y posteriormente a la sección de deshidratación.
Posterior a la deshidratación, la corriente de CO2 purificada constituye la
alimentación de la 5ta etapa de compresión. A la salida de la sección de
purificación y compresión del CO2, éste es enviado a las facilidades de
inyección para la recuperación mejorada de hidrocarburos (RMH) y/o
almacenamiento en yacimientos agotados o acuíferos. (Véase figura 12).
90
C-1 C-2 C-3 C-4 C-5
C-1 C-2 C-3 C-4 C-5
Disposición
de CO2
Compresores de CO2 Tren 1
Compresores de CO2 Tren 2
Compresión de CO2
Planta de Purificación y Tratamiento
de CO2
Compresión de CO2
Figura 12. Esquemático de la Unidad de Compresión y Purificación de CO2
Fuente: (Fang, 2010)
Determinar las condiciones de descarga de CO2 proveniente de la
Unidad de Remoción de Gas Ácido (AGRU).
El gas natural que se procesará en el CCO, proviene en gran parte de la
red norte del lago de Maracaibo, con un flujo de 743 MMPCED y del área sur
con 216 MMPCED, la mezcla de este gas de alimentación tendrá hasta un
máximo de 4,5% de CO2, y al salir de la sección de facilidades de entrada pasa
directamente a la sección de endulzamiento (planta de aminas) para la
remoción del CO2. Un flujo de 43 MMPCED de gas ácido constituye la
alimentación de la sección de purificación de CO2, el cual estará formado
principalmente por 96,45% de dióxido de carbono, 200 ppm de H2S y 7000
ppm de vapor de agua a una presión aproximada de 845 psig y una
temperatura de 120°F.
91
A la salida de la sección de endulzamiento de (planta de aminas) el flujo
de la corriente de CO2, presenta las siguientes características:
Tabla 2. Composición de la corriente de CO2
Componente Fórmula Química %
Fracción Molar
Nitrógeno N2 0,010 0,0001
Dióxido de Carbono CO2 96,450 0,9645
Metano CH4 2,080 0,0208
Etano C2H6 0,330 0,0033
Propano C3H8 0,130 0,0013
Iso-Butano C4H10 0,020 0,0002
Normal-Butano C4H10 0,040 0,0004
Iso-Pentano C5H12 0,010 0,0001
Normal-Pentano C5H12 0,010 0,0001
Hexano C6H14 0,010 0,0001
Heptano C7H16 0,010 0,0001
Octano C8H18 0,000 0,0000
Nonano C9H20 0,000 0,0000
Decano C10H22 0,000 0,0000
Undecano C11H24 0,000 0,0000
Agua H2O 0,700 7000 ppm
Sulfuro de Hidrógeno H2S 0,020 200 ppm
Benceno C6H6 0,110 0,0011
Tolueno C7H8 0,040 0,0004
p-xileno C8H10 0,010 0,0001
Etil-benceno C8H10 0,030 0,0003
Total 100,010 1,0001
Fuente: (Fang, 2010)
Las condiciones del CO2 pueden ser utilizadas como gas auxiliar para el
proceso de recuperación mejorada de hidrocarburos (RMH) garantizando una
mejor producción de crudo. De igual manera, puede alinearse esta cantidad de
CO2 en yacimientos agotados de gas o petróleo, y así evitar la disposición a la
atmósfera, por lo cual se propone un análisis de las zonas geológicamente
aptas capaces de almacenar dióxido de carbono, ubicados en la zona de
convergencia del Complejo Criogénico de Occidente.
92
Seleccionar el adsorbente no regenerativo que ofrece el mercado
para la eliminación del H2S contenido en la corriente de CO2 que
pueda utilizarse en el Complejo Criogénico de Occidente.
A continuación se presenta una tabla comparativa de las diferentes
tecnologías de desulfuración no regenerativo.
Tabla 3. Comparación entre los diferentes tipos de tecnologías no regenerativas
NOMBRE DEL PROCESO
TIPO DE PROCESO
SELECTIVIDAD CAPACIDAD DE
REMOCIÓN
RANGO DE PRESIÓN DE OPERACIÓN
RANGO DE TEMPERATURA DE OPERACIÓN
INSUMOS NECESARIOS
ASPECTOS DE SEGURIDAD
ESPONJA DE HIERRO
Adsorción por Lechos
Sólidos H2S
Máx 10 TON de Azufre
recobrable de la corriente de gas
25-1200 psig No Especificado Agua
y Carbonato de Sodio
Producto Pirofórico
TAMICES MOLECULARES
Adsorción por Lechos
Sólidos H2S, CO2 y Agua No Especificado
No Especificado
No Especificado Horno para la regeneración,
Filtro de polvillo
Disposición Segura de Gases
Ácidos
PROCESO MADS (tamiz molecular)
Adsorción por Lechos
Sólidos H2S No Especificado
No Especificado
No Especificado Filtro/Separador
de Entrada
Disposición Segura de los
desechos
CHEMSWEET Adsorción por Lechos
Sólidos
H2S, acepta la presencia de CO2 y Mercaptanos
máx 10% de Cant H2S
Hasta 400 ppmv 75-1400 psig Ambiente Agua y
Dispersantes
Disposición Segura de los
desechos
SULFATREAT Adsorción por Lechos
Sólidos
H2S y Mercaptanos ,
acepta la presencia de CO2
Hasta 30000 ppm
70-900 psig >40-130°F Agua
Disposición Segura de los desechos (no
tóxico)
PROCESO EFCO (Tamiz y Amina)
Adsorción por Lechos
Sólidos H2S, CO2 y Agua No Especificado
No Especificado
No Especificado
Horno para la regeneración,
Filtro de polvillo, Planta de Amina para Endulzar el
gas de regeneración
Disposición Segura de Gases
Ácidos
PROCESO PURA SPEC
Adsorción por Lechos
Sólidos H2S y CO2 50 ppmv Atm-1800 psig
Efectividad para temperaturas
menores a 32°F No Especificado
Disposición Segura de los
desechos
CARBÓN ACTIVADO
Adsorción por Lechos
Sólidos
H2S y compuestos Sulfurados
30 -0,2 ppm Sin Límite Máx 150°F Aire Disposición
Segura de Gases Ácidos
ÓXIDO DE ZINC Adsorción por Lechos
Sólidos H2S Hasta 300 ppm Atm-720 psig 660-840°F No Especificado
Disposición Segura de los
desechos (considerado
sustancia peligrosa)
SLURRISWEET Adsorción por Lechos
Sólidos H2S
H2S hasta 100 gr/100 PCE
25-1200 psig No Especificado Separador de
Entrada y Precalentador
Disposición Segura de los
desechos
STRETFORD Adsorción por Lechos
Sólidos H2S Hasta 1 ppm Atm - 100 psig 90-120°F No Especificado
Disposición peligrosa de
efluentes tóxicos
FOSFATO TRIPOTÁSICO
Adsorción por Lechos
Sólidos H2S No Especificado
No Especificado
Altas Temperaturas
No Especificado
Proceso reemplazado por
procesos de etanolamina
Fuente: (Fang, 2010)
93
Tomando en cuenta las características, descripción y condiciones de
operación de las diferentes tecnologías selectivas a la remoción de H2S; se
concluye, que la mejor opción para desulfurar la corriente de CO2 proveniente
de la sección de regeneración de amina es la tecnología de SULFATREAT; la
misma presenta las siguientes ventajas con respecto a las otras tecnologías
descritas:
No adsorbe agua ni hidrocarburos.
No presenta problemas de formación de espuma.
Sin reacciones secundarias en presencia de otros compuestos. Selectivo
únicamente al sulfuro de hidrógeno.
Fácil disposición del lecho gastado, no tóxico.
El proceso es favorecido con altas temperaturas.
La corriente saturada en agua favorece el proceso de remoción de H2S.
Una vez seleccionado el proceso SULFATREAT como la opción más
adecuada para el caso estudio, se hace un resumen del proceso operativo
concerniente a esta tecnología.
Descripción del Proceso Sulfatreat:
El gas ácido ingresa al sistema de reactores de sulfatreat, donde el H2S
reacciona irreversiblemente con el reactivo y es eliminado. Antes de su ingreso
a los lechos, se debe atomizar agua de modo de lograr la saturación de la
corriente, condición fundamental para el buen desempeño del sistema. El
exceso de agua es luego removido en un separador, aguas abajo de la
inyección, pues el ingreso de agua en estado líquido a los lechos daña el
reactivo en forma permanente por generar canalizaciones en el mismo.
El gas ingresa luego al lecho ó batería de lechos por la parte superior y
lo(s) atraviesa saliendo por la conexión inferior. Durante este proceso el H2S
reacciona con el sulfatreat y es removido de la corriente. En el fondo del
recipiente pueden acumularse agua (liquida) y/o otros hidrocarburos
94
condensados, los cuales deben purgarse periódicamente.
El funcionamiento del reactivo se ve afectado principalmente por dos
factores:
Saturación de agua: el gas debe estar saturado de agua en fase vapor, o
sea que no se necesita agua líquida. De hecho cualquier líquido libre en
el lecho perjudicará la operación por producir canalizaciones en el
reactivo.
Temperatura: La reacción es más rápida a medida que la temperatura es
mayor, de 40 a 130°F la velocidad de reacción se incrementa en un
factor de seis, por lo tanto, con altas temperaturas de diseño se tienen
lechos más pequeños. No se recomiendan operaciones por debajo de
40°F.
El modelo de flujo dentro de los lechos de sulfatreat es de tipo pistón. La
figura 13, muestra un esquema típico de un reactor de sulfatreat. El gas
ingresa por la parte superior del lecho, generando una zona de reacción que va
desplazándose hacia la parte inferior a medida que el reactivo se va agotando,
y sale del reactor por la parte inferior con una concentración de H2S que es
próxima a 0 ppm durante la mayor parte de la vida útil del reactivo.
Figura 13. Esquema típico de un reactor de Sulfatreat
Fuente: (www.sulfatreat.com, 2010)
95
Esta característica le confiere al sistema la capacidad de absorber
variaciones instantáneas de concentración y/o caudal sin necesidad de
maniobras especiales o inversiones extraordinarias en el costo de operación,
en términos de costo por kilogramo de H2S removido.
El sistema puede estar compuesto por uno o más reactores en
configuraciones en serie o paralelo, con una instalación desde el punto de vista
de cañerías e instrumentos muy sencilla, tal como ilustra la figura 14. Los
reactores no requieren internos especiales más allá de los que forman el
soporte de lecho (perfilería, mallas y un disco de poliuretano), por lo cual
conforman un sistema robusto que no requieren mantenimiento especial. El
equipamiento asociado a un reactor de sulfatreat es también muy sencillo,
justificando su preferencia operativa al no requerir ningún tipo de complejidad,
como sí la tienen otras tecnología de remoción de H2S.
Figura 14. Reactores de Sulfatreat
Fuente: (www.sulfatreat.com, 2010)
La figura 15, ilustra un diagrama de proceso típico de una instalación de
sulfatreat. La inyección de agua busca asegurar la saturación de agua
requerida y es común en algunas situaciones agregar además un calentador
para aumentar la temperatura de ingreso del gas al sistema.
96
Figura 15. Diagrama de proceso típico de una instalación de Sulfatreat
Fuente: (www.sulfatreat.com, 2010)
La empresa Sulfatreat ha desarrollado distintos tipos de reactivos
basados en el mismo principio activo de óxidos de hierro y con distintas
características que se diferencia para cada tipo de aplicación. Por ejemplo, hay
un reactivo especial con baja pérdida de carga, otros con mayor o menor carga
de principio activo por unidad de masa, otros con catalizadores incorporados
que aceleran la velocidad de reacción cuando las condiciones lo requieren, etc.
De este modo, la cantidad de reactivo requerido para la remoción del H2S
depende de cada diseño y del reactivo que se seleccione, aunque en general
varía entre 8,5 a 11 kg SFT/kg H2S.
Determinar la pertinencia sobre el uso de desecantes sólidos o
líquidos para la deshidratación de la corriente de CO2.
Dependiendo del grado de deshidratación requerido, este proceso puede
realizarse mediante absorción en una solución de glicol (liquido) o adsorción en
tamices moleculares (sólido).
Deshidratación con Tamices Moleculares
Un tamiz molecular es un material que contiene poros pequeños de un
tamaño preciso y uniforme que se usa como agente adsorbente para gases y
líquidos. Las moléculas que son lo suficientemente pequeñas para pasar a
97
través de los poros son adsorbidas, mientras que las moléculas mayores no,
como por ejemplo una molécula de agua es lo bastante pequeña y puede pasar
a través de los poros y otros compuestos no, es por eso que se usan como
agentes desecantes para diferentes sustancias.
Cabe destacar que los tamices moleculares no solo adsorben moléculas
dependiendo de su tamaño sino también de acuerdo a su polaridad y grado de
saturación.
En un tamiz molecular la superficie externa de los cristales está
disponible para moléculas de cualquier tamaño mientras que a la parte interna
solo llegan aquellas moléculas con un tamaño suficientemente pequeño para
atravesar los poros.
Deshidratación con el uso de Glicoles
El proceso de remoción del agua en una corriente gaseosa se puede
realizar a través del contacto entre un gas y una sustancia higroscópica
(absorbe agua) como un glicol.
Un proceso típico con el uso de glicoles, consiste en que la corriente de
gas pasa a través de un removedor de líquidos libres, luego ingresa a un
contactor donde realiza un intercambio de agua con el glicol que circula en
contracorriente y es absorbida por el mismo, para que el gas luego deje el
contactor pasa a través de un removedor de niebla para reducir el transporte
de glicol en el gas de salida a la línea de venta
El glicol que contiene el agua se bombea a través de un filtro y luego a
un intercambiador glicol-glicol donde se eleva la temperatura del glicol con
agua antes de su entrada al regenerador.
98
El glicol es separado tanto del agua como de los contaminantes de bajo
punto de ebullición en la columna del regenerador, luego el glicol queda
retenido en el acumulador y luego pasa a un intercambiador glicol-glicol donde
se baja su temperatura a un nivel adecuado para que no dañe las bombas. Es
buena práctica colocar un filtro antes de la bomba para eliminar los
contaminantes que puedan causar desgaste en la misma.
El dióxido de carbono en presencia de agua libre puede formar ácido
carbónico, el cuál es altamente corrosivo. Según la cromatografía del gas
ácido, la concentración de vapor de agua es de 7000 ppm, y para efectos del
transporte del gas en tuberías la concentración máxima permitida de vapor de
agua en la corriente es de 10 ppm. Por tal motivo, aguas abajo del proceso de
desulfuración el CO2 requiere ser deshidratado.
A continuación se presenta una tabla comparativa de las dos opciones de
deshidratación estudiadas y se detalla el tipo de proceso presente, su eficiencia
y los equipos necesarios en su operación.
Tabla 4. Comparación entre Desecantes Sólidos y Líquidos
Método Tipo de Proceso Eficiencia Equipos Asociados
Deshidratación con
Glicol
Absorción
(Desecante Líquido)
Moderada
Eficiencia
Se utilizan varios
equipos en el
desarrollo del proceso
lo cual lo hace más
complejo
Deshidratación con
Tamiz Molecular
Adsorción
(Desecante Sólido)
Alta Eficiencia. Remueve
mayor porcentaje de
agua que los glicoles
Poco equipos a utilizar
por lo que el proceso es
más sencillo
Fuente: (Fang, 2010)
99
El método a utilizar para la deshidratación del CO2 son los tamices
moleculares debido su alta eficiencia con respecto al uso de glicoles. La
absorción con glicol es el proceso más común para alcanzar las especificaciones
de venta de gas en tubería y requerimientos de campos (7 lbH2O/MMPCE),
mientras que la adsorción con tamiz molecular se utiliza para obtener
contenidos de agua muy bajos (0,1 ppm o menos). De igual manera el proceso
con tamiz molecular es más sencillo debido a los equipos asociados a utilizar.
Para lograr la deshidratación del CO2 hasta una concentración de agua
de 0 ppm, fueron estudiados diferentes tamices moleculares, cuyo principio de
operación es la adsorción del H2O de la corriente de CO2.
Los tamices moleculares son, desde el punto de vista químico, silicatos
de aluminio y están disponibles en el mercado tanto en forma de pastillas
(1/16” a un ⅛”), como en forma de polvo (10 micrones).
Están diseñados para retener adsorbatos (elementos adsorbibles) por
fuerzas físicas más que por químicas; en otras palabras, cuando la molécula
adsorbida es posteriormente liberada por la aplicación de calor, el cristal queda
en el mismo estado químico que estaba antes de la adsorción. La desorción de
agua en los tamices moleculares es un proceso reversible, siempre que no
ocurra condensación de hidrocarburos pesados de punto de burbujeo muy
elevado, caso en el cual el lecho podría perder parcialmente su capacidad para
deshidratar.
La superficie externa de los cristales está disponible para la adsorción de
las moléculas de todos los tamaños, mientras que la superficie interna es
alcanzable solo por aquellas moléculas cuyo tamaño es suficientemente
pequeño como para pasar por los poros. Para tener una idea de la estructura
del cristal, basta decir que el área externa es solo 1% del área total.
100
Los tamices moleculares no solo adsorben moléculas basados en tamaño
y configuración, sino también en polaridad y grado de saturación. En una
mezcla de moléculas capaces de pasar a través de los poros, la menos volátil,
la más polar o la más insaturada será más fuertemente adsorbida que las
demás. Los tamices son utilizados para eliminar contaminantes indeseables en
determinadas sustancias. El proceso en el cual se emplean con mayor
frecuencia es en la deshidratación del gas natural, no obstante dentro del
mismo recipiente se acostumbra a colocar camadas para retener el mercurio o
sulfuro de hidrógeno.
A continuación se presenta una tabla de propiedades de los diferentes
tamices moleculares, según información suministrada por la compañía AXENS,
IFP Group Technologies. Tomando como referencia tamices moleculares del
tipo 3Å y 4Å, cuya principales funciones son endulzar y deshidratar corrientes
de gas natural y sus derivados.
Figura 16. Clasificación de los Tamices Moleculares
Fuente: (AXENS, 2008)
101
Tabla 5. Propiedades de los tamices moleculares del fabricante AXENS
TABLA DE PROPIEDADES DE TAMICES MOLECULARES
Propiedades Físicas
Nombre Tipo Forma
Tamaño de poro nominal
(Å)
Calor de adsorción nominal
Calor especifico nominal
(Btu/lb.ºF)
Diámetro (mm)
Resistencia promedio
de partícula
Densidad de lecho
(Kg/L)
Capacidad de
Adsorción 10% hum
Capacidad de
Adsorción 50% hum
Perdida en
Ignición a 950°F
Descripción
MSB 3A Zeolita Esférica 3 1000 0,23 1,6-2,5 a 2,5-5,0
4,0 a 5,5 0,75 17,5 20 2
Zeolita Sintética con estructura cristalina. Contiene sodio y potasio.
Tamaño efectivo de poro de 3 Angstrom.
MSE 3A Zeolita Cilindro Extruido
3 1000 0,23 1,6 a 3,2 3,5 a 7 0,67 17,5 20,5 2
Zeolita Sintética con estructura cristalina. Contiene sodio y potasio.
Tamaño efectivo de poro de 3 Angstrom.
MSE 3A SC
Zeolita Cilindro Extruido
3 1000 0,23 1,6 a 3,2 3,5 a 7 0,67 18 21 2
Zeolita Sintética con estructura cristalina. Contiene sodio y potasio.
Tamaño efectivo de poro de 3 Angstrom.
MSE 4A Zeolita Cilindro Extruido
4 1000 0,23 1,6 a 3,2 3,5 a 7 0,67 19 21,5 2
Zeolita Sintética con estructura cristalina. Contiene sodio y potasio.
Tamaño efectivo de poro de 4 Angstrom.
MSB 4A Zeolita Esférica 4 1000 0,23 1,6-2,5 a 2,5-5,0
4,0 a 5,5 0,75 18,5 22 3
Zeolita Sintética con estructura cristalina. Contiene sodio y potasio.
Tamaño efectivo de poro de 4 Angstrom.
MSE 4A NG
Zeolita Cilindro Extruido
4 1000 0,23 1,6 a 3,2 3,5 a 7 0,67 19 21,5 2
Zeolita Sintética con estructura cristalina. Contiene sodio y potasio.
Tamaño efectivo de poro de 4 Angstrom.
Fuente: (Fang, 2010)
102
Diseñar la unidad de purificación de la corriente de CO2 que se
produce en el Complejo Criogénico de Occidente.
A continuación se hace referencia a los cálculos realizados para el diseño
de la unidad de desulfuración y deshidratación de la Corriente de CO2.
Diseño de la Unidad de Desulfuración con SULFATREAT
La corriente de CO2 a tratar presenta los siguientes datos:
Caudal de Gas = 43 MMPCED
% H2S = 200ppm
Temperatura = 120ºF
Presión = 845 psia
Densidad = 8.529 lb/ft3
Viscosidad = 0.019 cp
Factor Z = 0.7072
Peso Molecular = 43.36 lb/lbmol
Cálculo de la Velocidad Superficial del Gas
La velocidad superficial del gas se calcula de la siguiente manera:
g
g
AV
(1)
Donde: A = constante que depende del tamaño de las esferas del
reactivo (para partículas de 1/16” esféricas el valor es 39)
Vg = Velocidad superficial del gas (ft3/min)
ρg = Densidad del gas (lb/ft3)
Sustituyendo los valores en la ec. (1)
min/35.13529.8
39ftVg
103
Cálculo del diámetro del Lecho de SULFATREAT
El diámetro del lecho se calcula de la siguiente manera:
gV
qd
.
.4
(2)
Donde: d = Diámetro del lecho (ft)
q = Caudal de gas (ft3/min)
Vg = Velocidad superficial del gas (ft3/min)
El caudal de gas se calcula con la siguiente expresión:
ZT
T
P
Pqq
s
ss ...1440
(3)
Donde: qs = Flujo de gas estándar (ft3/d)
Ps = Presión estándar (psia)
P = Presión actual (psia)
T = Temperatura actual (ºR)
Ts = Temperatura estándar (ºR)
Z = Factor de compresibilidad en función de P y T
Sustituyendo los valores en la ec. (3)
min/76.4097072.0.520
580.
845
7.14.
1440
1043 36
ftx
q
Sustituyendo los valores en la ec. (2) se tiene:
ftftd 868.7)35.13.(14159.3
)76.409.(4
104
Cálculo de la Altura del Lecho de SULFATREAT
La altura del lecho se calcula de la siguiente manera:
2...
.400
dX
mh
r
a
(4)
Donde: h = Altura del lecho (ft)
ma = Masa de H2S contenido en la corriente por ciclo (lb)
X = Capacidad de conversión del reactivo (%)
ρr = Densidad del reactivo (lb/ft3)
d = Diámetro del lecho (ft)
La carga de H2S a retirar de la corriente de CO2 presente = 32.576 lb/hr
Para un ciclo de tres (3) meses será:
SlbHdiadia
hr
hr
lbma 216.7036490.24.
.576.32
Para esta carga de H2S a tratar, se diseña una batería de seis (6) lechos
cuyo arreglo será dos trenes de tres (3) lechos en serie, donde se tendrá dos
lechos en absorción y uno en espera por cada tren de remoción de H2S. Por lo
tanto, la masa total de ácido a retirar se divide entre cuatro (4) lechos.
Cada lecho tratará una masa ácida de ma = 17591.04 lb H2S.
La capacidad de conversión del reactivo SULFATREAT1 es de 12% y su
densidad es de 70 lb/ft3.
Sustituyendo los valores en la ec. (4) se tiene:
ftfth 4266.41)8).(70).(12.(14159.3
)04.17591.(4002
1http://www.sulfatreat.com/More_Info/Products/documents/SULFATREAT/SULFATREAT%20Product%20Bul
letin.pdf
105
Cálculo del Volumen y Masa del reactivo SULFATREAT
Para el cálculo del volumen de reactivo a emplear se utiliza la siguiente
ecuación:
4
.. 2 hdV
(5)
Donde: V = Volumen de reactivo (ft3)
d = Diámetro del lecho (ft)
h = Altura del lecho (ft)
Sustituyendo los valores en la ec. (5) se tiene
SulfatreatftV 32
15.21114
42.)8.(14159.3
Sin embargo, para garantizar una operación efectiva de los lechos de
sulfatreat, se adicionará un 30% de volumen, para cubrir los espacios vacíos
entre poro y poro dentro del recipiente.
VF = 2111.15 (1.30) = 2744.49 ft3 Sulfatreat
Para el cálculo de la masa de reactivo a emplear se utiliza la siguiente
ecuación:
Vm r . (6)
Donde: m = Masa del reactivo (lb)
ρr = Densidad del reactivo (lb/ft3)
V = Volumen de reactivo (ft3)
Sustituyendo los valores en la ec. (6) se tiene
lechocadaparaSulfatreatlbm 51.192114)49.2744.(70
106
Diseño de la Unidad de Deshidratación Tamices Moleculares
A continuación se hace referencia a los cálculos realizados para el diseño
de la unidad de deshidratación de la corriente de CO2, utilizando datos del
fabricante para un tamiz molecular de tipo esférico de 4Å, cuyas características
principales se mostró en la tabla 5.
Utilizando los datos de la corriente de CO2 en estudio, se asume que la
concentración de H2S igual a 0ppm:
% H2O = 7000 ppm
Caudal de Gas = 35.8 MMPCED
Temperatura = 120 ºF
Presión = 845 psia
Densidad = 8.53 lb/ft3
Viscosidad = 0.019 cp
Factor Z = 0.7072
Peso Molecular = 43.36 lb/lbmol
Cálculo de la Velocidad Superficial del Gas
Para el cálculo de la velocidad superficial del gas, se usa las propiedades
de un tamiz molecular esférico de 1/16”, y se calcula con la ec. (1):
min/35.1353.8
39ftVg
Cálculo del diámetro del Lecho de Tamiz Molecular
El diámetro del lecho se calcula con la ec. (2), donde el caudal del gas
se obtiene a partir de la ec. (3).
min/2.3397072.0.520
580.
845
7.14.
1440
108.35 36
ftx
q
Sustituyendo los valores tenemos que:
107
ftftd 669.5)36.13.(14159.3
)2.339.(4
Cálculo de la Altura del Lecho de Tamiz Molecular
La altura del lecho se calcula con la ecuación (4):
La carga de H2O a retirar de la corriente de CO2 es 493 lb/hr.
Para un ciclo de saturación del lecho de 12 horas será:
cicloOlbHdia
hr
hr
Lbmw /591612.
.493 2
Para esta carga de H2O a tratar, se diseña una batería de dos (2) lechos
de deshidratación, donde un (1) lecho se encuentra en proceso de adsorción y
un (1) lecho en proceso de regeneración.
La capacidad de adsorción del desecante2 es de 22% y su densidad es
de 46.82 lb/ft3.
Sustituyendo los valores en la ec. (4) se tiene
fth 59.22)8).(82.46).(22.(14159.3
)5916.(4002
Cálculo del Volumen y Masa del Desecante
Para el cálculo del volumen de reactivo a emplear se utiliza la ecuación
(5):
2http://www.axens.net
108
anteDeftV sec42.5744
59.22.)69.5.(14159.3 32
Para el cálculo de la masa de desecante a emplear se utiliza la siguiente
ecuación (6):
lbm 34.26894)42.574.(82.46 de desecante para cada lecho
Verificación de la Caída de Presión a través del Lecho
2.... ggg VCVB
L
P
(8)
Donde: ΔP/L = Caída de presión a través del lecho (psi/ft)
µ = Viscosidad del gas (cp)
ρg = Densidad del gas (lb/ft3)
Vg = Velocidad superficial del gas (ft/min)
Los valores de B y C están tabulados. Para un tamiz molecular de 4Å
esféricos de 1/16” B = 0.152 y C = 0.000136
Sustituyendo los valores en la ec. (8)
34.0)35.13)(53.8.(000136.0)35.13).(019.0.(152.0 2
L
P
Sistema de Regeneración de los tamices moleculares
Para el cálculo del gas de regeneración se utilizó la misma corriente de
CO2 con 0 ppm de H2S, bajo las siguientes condiciones:
109
Gas de Regeneración:
Z = 0.7072
Cp = 0.75 Btu/lb.ºF
PM = 43.36 lb/lbmol
P = 845 psia
T1 = 120ºF
TH = 590ºF
T4 = 550ºF
Cálculo de la masa de acero de la torre
tdhAms ... (9)
Donde: ms = Masa del acero (lb)
h = Longitud del recipiente (ft)
d = Diámetro del recipiente (in)
t = Espesor de la recipiente (in)
A = Factor de peso (15)
El valor del espesor del recipiente, se halla utilizando la figura 19.83 y
con un valor de la presión de diseño de 10 – 20% adicional a la presión de
operación del sistema.
t = 2.2 in
Sustituyendo los valores en la ecuación (9) se tiene:
lbms 84.53673)2.2).(72).(59.22.(15
Cálculo de las cargas calóricas
El cálculo de las cargas calóricas se hace a través de la siguiente
expresión:
3 Book John Campbell, Gas Conditioning and Processing. Chapter 19. Pag. 397
110
ii TCpmQ ... (10)
Donde: Qi = Carga calórica en un intervalo de tiempo (Btu)
m = Flujo de masa (lb/h)
Cp = Capacidad calorífica en intervalo de tiempo (Btu/lb°F)
ΔT = Diferencia efectiva de temperatura (°F)
Θi = longitud de tiempo dentro del intervalo (hr)
Los valores de capacidad calorífica para los cálculos del calor se
presentan a continuación:
Capacidad calórica:
Acero = 0.12 Btu/lb.°F
Agua líquida = 1.00 Btu/lb.°F
Desecante (tamiz molecular) = 0.23 Btu/lb.°F
Calor de deserción:
Agua en tamiz molecular = 1400 Btu/lb.°F
Sustituyendo los valores en la ec. (10) se tiene la carga calórica para la
fase de secado:
Acero = (53673.84)(0.12)(550-120) = 2.77x106 Btu/lb.°F
Desecante = (26894.34)(0.23)(550-120) = 2.66x106 Btu/lb.°F
Agua (sensible) = (5916)(1.00)(240-120) = 7.09x105 Btu/lb.°F
Agua (deserción) = (5916)(1400) = 8.28x106 Btu/lb.°F
14.42x106 Btu/lb.°F
Se hace adiciona 25% al valor para cubrir las pérdidas por: transporte,
empaque en tubería, válvulas, etc.
QH = 14.42x106 x (1.25) = 18.03x106 Btu/lb.°F
111
Cálculo del Flujo de Gas de Regeneración
El cálculo del flujo de regeneración se realiza con la expresión siguiente:
HH
H
TTCp
Qm
)..(
.5.2
1 (11)
Donde: m = Flujo de masa (lb/h)
QH = Carga calórica en un intervalo de tiempo (Btu)
Cp = Capacidad calorífica en intervalo de tiempo (Btu/lb°F)
TH = Temperatura máxima de calentamiento (°F)
T1 = Temperatura inicial (°F)
ΘH = longitud de tiempo dentro del intervalo (hr)
Se asume un tiempo de regeneración de ocho (8) horas, donde el
tiempo de calentamiento de cinco (5) horas y sustituyendo los valores en la
ecuación (11) se tiene:
lb/h46.25574)5).(120590.(75.0
)1003.18.(5.2 6
x
m
El flujo de regeneración sería:
dMMftd
hx
lbmol
ftx
lb
lbmolx
h
lbqs /37.5
1
244.379
36.4346.25574 3
3
Este valor representa el 15% del flujo de la corriente a deshidratar.
112
Verificación de la carga de enfriamiento QD
Para el cálculo de la carga calórica para la fase de deserción se tiene:
Acero = (53673.84)(0.12)(550-130) = 2.71x106 Btu/lb.°F
Desecante = (26894.34)(0.23)(550-130) = 2.59x106 Btu/lb.°F
5.30x106 Btu/lb.°F
Aplicando la diferencia media logarítmica de temperatura:
FTC
112
10
430ln
10430
Verificando la carga calórica con un tiempo de enfriamiento de tres (3)
horas y aplicando la ecuación (10).
Se tiene que, QD = (25574.46).(0.75).(112).(3) = 6.40x106 Btu/lb.°F, lo
cual significa que el tiempo de enfriamiento está acorde para retirar la carga
calórica en la fase de deserción (calor del acero y calor de desecante).
Lapso de tiempo en el proceso de deshidratación
Tiempo normal de saturación por cada lecho: 12 horas
Tiempo del ciclo de regeneración: 12 horas
Tiempo normal de calentamiento: 5 horas
Tiempo normal de enfriamiento: 3 horas
Tiempo de espera: 4 horas
130
120 120
550
113
En la figura 17, se ilustra el arreglo de los tamices moleculares en el
ciclo de deshidratación de la corriente de CO2. Se inicia la operación del lecho
No.1 y luego de transcurridas doce (12) horas de adsorción, se coloca en
operación el lecho No.2.
De igual manera, el arreglo ilustra un tiempo de cinco (5) horas de
calentamiento, tres (3) horas de tiempo de enfriamiento y cuatro (4) horas de
tiempo de espera, para un total de doce (12) horas que engloba el ciclo de
regeneración.
Horas 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 35 36
Lecho 1
Lecho 2
Adsorción
Regeneración: Calentamiento
Regeneración: Enfriamiento
Tiempo de Espera
Figura 17. Esquemático del Arreglo Operacional de los Tamices Moleculares
Fuente: (Fang, 2010)
114
A continuación esquemático del diagrama de flujo de proceso de la unidad de purificación de CO2
diseñada.
Figura 18. Diagrama de Flujo de Proceso de la Unidad de Purificación de CO2
Fuente: (Fang, 2010)
Disposición de CO2
COMPRESIÓN DE CO2 Unidad 025 / Tren 125
COMPRESIÓN DE CO2 Unidad 025 / Tren 225
PURIFICACIÓN DE CO2 Lechos de SULFATREAT
DESHIDRATACIÓN DE CO2 Tamices Moleculares
C02
C02
M M M M M
125-K01
125-ST01
125-K01 125-K01 125-K01
225-K01 225-K01 225-K01 225-K01 225-K01
125-V01 125-V02 125-V03 125-V04 125-V05
225-V01 225-V02 225-V03 225-V04 225-V05
125-AC01 125-AC02 125-AC03 125-AC04
125-AC05
225-AC01 225-AC02 225-AC03 225-AC04 225-AC05
125-FIL01
125-FIL02
225-FIL01
225-FIL02
025-V01 025-V02
M M M M M
125-ST02 125-ST03
225-ST01 225-ST02 225-ST03
CONCLUSIONES
La tecnología más adecuada para la desulfuración de la corriente de CO2
que se produce en el Complejo Criogénico de Occidente es a través del
proceso de SULFATREAT.
Para el reactivo SULFATREAT estudiado, los cálculos arrojaron un
sistema de desulfuración con un arreglo de dos trenes de tres (3) lechos
en serie para un total de seis (6) lechos de sulfatreat, cuyo arreglo es
dos lechos en absorción y un lecho en espera.
Los lechos de sulfatreat, se diseñaron para un diámetro de 8 ft, y altura
de 42 ft, para manejar un volumen de 2111.15 ft3 y una masa de
192114.51 lb durante un ciclo de tres (3) meses de operación.
Para deshidratar la corriente de CO2 que se produce el Complejo
Criogénico de Occidente, el proceso más adecuado es a través del
empleo de tamices moleculares (desecantes sólidos), ya que el
contenido de agua se ubica entre 0,1 ppm o menos.
Los lechos de tamices moleculares arrojaron un diámetro de 6 ft y una
altura de 22.59 ft, con un arreglo de dos tamices moleculares, un (1)
lecho en operación y uno en regeneración. El tiempo de adsorción se
diseñó para doce horas, y el tiempo de desorción para doce horas
también, cuyo tiempo de calentamiento es de cinco horas, el tiempo de
enfriamiento de tres horas y el tiempo de espera de cuatro horas.
Para el diseño de estos lechos de tamices moleculares con estas
dimensiones, se requiere un volumen de secante de 575 ft3 y una masa
de 26895 lb de tamiz molecular para cada lecho en adsorción.
El flujo de gas de regeneración necesario es de 5.37 MMPCED de CO2
que representa el 15% de la corriente a tratar.
RECOMENDACIONES
Partiendo de los resultados obtenidos en el diseño del proceso del
sistema de purificación de CO2 del Proyecto Complejo Criogénico de Occidente,
se presentan las siguientes recomendaciones:
Se debe realizar un estudio económico para definir el costo total anual
del reactivo de Sulfatreat y la zeolita MSE 4Å (tamiz molecular)
requeridos para purificar la corriente de CO2, de igual manera, este
estudio económico abarcara los costos asociados a los recipientes a
construir para la desulfuración usando Sulfatreat y los recipientes a
construir para la deshidratación utilizando tamices moleculares.
Es importante, garantizar la comercialización con PDVSA E&P, del
dióxido de carbono bajo las características y condiciones aguas abajo de
la unidad de compresión y purificación del CO2 del CCO.
Se plantea realizar una planta piloto, para la inyección de la corriente de
CO2 del CCO, de manera de utilizarlo como método de recuperación
mejorada de hidrocarburos, o para inyección en pozos de
almacenamiento subterráneos.
Realizar un estudio de mercado para determinar otros posibles clientes
para el uso del CO2 que se genera en el Complejo Criogénico de
Occidente.
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