endulzamiento

UNIVERSIDAD SIMÓN BOLÍVAR

DECANATO DE ESTUDIOS DE POSTGRADO

MAESTRÍA EN INGENIERÍA MECÁNICA

SELECCIÓN DE PROCESOS DE ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL

VENEZOLANO, CASO YUCAL PLACER

Trabajo Especial de Grado presentado a la Universidad Simón Bolívar por

LUIS GERARDO RESPLANDOR NORIEGA

como requisito parcial para optar al grado de

Magíster en Ingeniería Mecánica

Con la asesoría del prof.

Freddy Malpica

Ing. Gustavo Daumen

Septiembre de 2006

ii

DEDICATORIA

NADA ME FALTA SEÑOR CON TU PIEDAD INCOMEDIDA

ARMADURA A MI MEDIDA QUE BORDASTE CON TU AMOR

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

ii Para cubrir mi cabeza mi casco, es tu salvación garantía de tu perdón para cumplir tú promesa. mi coraza es tu grandeza y aún sintiendo dolor NADA ME FALTA SEÑOR CON TU PIEDAD INCOMEDIDA ARMADURA A MI MEDIDA QUE BORDASTE CON TU AMOR iii María, será mi espada tú justicia, mi calzado con tu evangelio a mi lado mi artillería esta armada. Y si en mi carne atravesada Tú eliminas el dolor, NADA ME FALTA SEÑOR CON TU PIEDAD INCOMEDIDA ARMADURA A MI MEDIDA QUE BORDASTE CON TU AMOR iv En tu espíritu robusto, mi alma encuentra su abrigo sin duda estoy convencido que te encuentro si te busco; me proveíste lo justo y para cumplir mi misión NADA ME FALTA SEÑOR CON TU PIEDAD INCOMEDIDA ARMADURA A MI MEDIDA Gracias señor por inspirar estas décimas, QUE BORDASTE CON TU AMOR también te amo.

iii

AGRADECIMIENTOS

• DIOS: PADRE TODO PODEROSO, SU SANTO ESPÍRITU Y SU SAGRADO

HIJO.

• MARÍA SANTA MADRE, GUIA E INSPIRACIÓN ESPIRITUAL.

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

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

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

• LOS GUACHAROS SIEMPRE AMIGOS.

• THAIS, HERMOSA MUJER QUE INVADIÓ MIS SENTIMIENTOS Y

DESEMPOLVO LO MEJOR DE MI CARIÑO.

• PERSONAL Y COMPAÑEROS DEL LABORATORIO DE CONVERSIÓN Y

ENERGÍA MECÁNICA DE LA USB.

• SILVIA POR SU COLABORACIÓN PERMANENTE

• COMPAÑEROS DE YPERGAS, S.A.

iv

RESUMEN

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

Palabras clave: Endulzamiento, Permeación, Mapa, Absorción, Modelo analítico.

v

ÍNDICE GENERAL

Pag.

APROBACIÓN DEL JURADO i

DEDICATORIA ii

AGRADECIMIENTOS iii

RESUMEN iv

ÍNDICE GENERAL v

ÍNDICE DE TABLAS ix

ÍNDICE DE FIGURAS x

INTRODUCCIÓN 1

PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA 3

OBJETIVOS DEL ESTUDIO 5

CAPÍTULO 1 - MARCO TEÓRICO 7

1.1 EL GAS NATURAL 7

1.2 PROCESO DE “ENDULZAMIENTO” DEL GAS NATURAL 7

1.2.1 Absorción química 8

1.2.2 Absorción Física 9

1.2.3 Absorción Físico-Química 11

1.2.3.1 Proceso Sulfinol 12

1.2.4 Adsorción Física 13

CAPÍTULO I

vi

1.2.5 Fraccionamiento Criogénico 15

1.2.6 Permeación a través de Membranas 16

1.2.7 Conversión directa a Sulfuros 20

1.3 SIMULACIÓN REQUERIDA PARA DETERMINAR EL

FUNCIONAMIENTO DE LOS PROCESOS DE ENDULZAMIENTO 21

1.3.1 Software Pro II 7.0 22

1.4 DESARROLLO DE LAS SIMULACIONES 23

1.4.1 Construcción del diagrama de flujo 24

1.4.2 Condiciones de base para las Simulaciones 27

1.5 DESARROLLO DEL MODELO ANALÍTICO PARA LA PREDICCIÓN

DEL COMPORTAMIENTO DE LA TECNOLOGÍA DE MEMBRANAS 29

1.5.1 Condiciones de base para la simulación del comportamiento de la

tecnología de membranas 33

CAPÍTULO 2 - RESULTADOS Y DISCUSIONES 36

2.1 RESULTADOS 36

2.1.1 Simulaciones de los Procesos de Absorción 36

2.1.2 Simulaciones con el modelo analítico desarrollado para la

predicción del comportamiento de la tecnología de membranas 37

2.1.3 Soluciones híbridas 38

2.2 CONSTRUCCION DEL MAPA TÉCNICO 41

2.3 DISCUSIÓN DE LOS RESULTADOS OBTENIDOS DE LAS

SIMULACIONES 44

2.4 METODOLOGÍA PARA SELECCIONAR TECNOLOGÍAS DE

ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL VENEZOLANO 48

2.4.1 Referencias económicas de los Procesos de endulzamiento 49

CAPÍTULO II

vii

2.4.2 Programación de la metodología en una hoja de cálculo interactiva 52

2.5 EL CASO DE ESTUDIO 52

2.5.1 Génesis 53

2.5.2 Localización e historia de las instalaciones 53

2.5.3 Esquema de Producción Temprana (EPS) 54

2.5.4 Descripción de las instalaciones de EPS 55

2.5.4.1 Macolla S1 55

2.5.4.2 Macolla N1 55

2.5.4.3 Conexión NPA 55

2.6 APLICACIÓN DE LA METODOLOGÍA DE SELECCIÓN DE

TECNOLOGÍAS AL CASO DE ESTUDIO, CAMPO YUCAL PLACER 55

2.6.1 Unidad de Endulzamiento 57

2.6.2 Esquema de operación “Corte Profundo” 61

2.6.3 Condición actual de operación 62

2.7 ANÁLISIS GENERAL DE LA EVALUACIÓN DE LA UNIDAD DE

ENDULZAMIENTO DE MEMBRANAS INSTALADA EN EL CAMPO

YUCAL PLACER

65

2.7.1 Variables del Sistema 67

2.7.2 Funcionamiento General del Sistema 74

2.8 COLOFON 84

CAPÍTULO 3 - CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES 88

3.1 Conclusiones Generales 88

3.2 Conclusiones Particulares: Caso De Estudio, Campo Yucal Placer 89

3.3 Recomendaciones 90

CAPÍTULO III

viii

REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS 91

APÉNDICES 94

ix

ÍNDICE DE TABLAS

Pag.

2.1 Resultados de Simulación (Absorción), 135MMPCND Alimentados 36

2.2 Resultados de Simulación (Absorción), 300MMPCND Alimentados 37

2.3 Resultados de Simulación (Membranas), 135MMPCND Alimentados 38

2.4 Resultados de Simulación (Membranas), 300MMPCND Alimentados 38

2.5 Resultados de Simulación los Procesos Híbridos - 135MMPCND de gas

Alimentado 40

2.6 Resultados de Simulación los Procesos Híbridos - 300MMPCND de gas

Alimentado 40

2.7. Predomino de las soluciones de DEA como proceso individual 45

2.8. Zonas de competencias técnicas entre soluciones DEA y membranas 45

2.9. Zona de aplicación de las soluciones híbridas 46

2.10 Referencias Económicas para los procesos de endulzamiento 50

2.11 Distribución de los pozos de las macoyas operadas por YPergas 67

2.12. Puntos de roció del agua en el gas endulzado por las membranas durante una

parada programada 71

2.13. Declinación anual de la capacidad de separación de las membranas según

GRACE 72

2.14. Evolución de los parámetros de procesos 72

2.15. Evolución de las pérdidas de hidrocarburos y gas 78

2.16. Evolución de las pérdidas de hidrocarburos y gas globales 78

2.17. Concentraciones de CO2 y H2S en las corrientes de gas monitoreadas 81

2.18. Arrastre de agua líquida a 89barg 82

2.19. Arrastre de agua líquida a 87barg 82

x

ÍNDICE DE FIGURAS

Pag.

1.1 Diagrama general del proceso de aminas 9

1.2 Esquema general del proceso de absorción física 11

1.3. Diagrama del proceso SULFINOL-M 12

1.4 Elementos de adsorción empleados en tamices moleculares 14

1.5 Diagrama general del proceso de Adsorción Física 14

1.6 Esquema del Proceso RYAN/HOLMES 16

1.7 Estructura compuesta de una membrana asimétrica 19

1.8 Elemento de Membrana tipo Láminas en Espiral 20

1.9 Esquema de Flujo de una Etapa de Endulzamiento 20

1.10 Esquema de un proceso de conversión directa a sulfuro 21

1.11 Secuencia de cálculos en PRO II 22

1.12 Modelo de cálculo 22

1.13 Siete (7) pasos para ejecutar la simulación en PRO II 23

1.14 Diagrama de flujo general para procesos de absorción 24

1.15 Algoritmo de simulaciones con PRO II 26

1.16 Subrutina para paquetes de Absorción ¨AMSIM¨ 27

1.17 Referencias de Permeabilidad y capacidad de separación 34

2.1 Diagrama de Flujo para los procesos Híbridos 39

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

Hipótesis consideradas

43

2.3 Equipos con consumo de energía eléctrica en procesos de absorción 51

2.4 Localización del campo Yucal Placer 53

xi

2.5 Alcance de la fase de producción temprana (EPS) 54

2.6. Diagrama inicial de proceso de la unidad de Membranas 57

2.7 Unidad de “endulzamiento” por Membranas actualmente en operación 58

2.8 Membrana contaminada por el arrastre de líquidos 60

2.9 Láminas internas de membranas deformadas 61

2.10 Esquema de la planta con el Corte Profundo 62

2.11 Esquema de la planta de YPERGAS con el ¨Membrane Feed Scrubber¨ 64

2.12. Perfil de despresurización de los trenes de membranas 66

2.13. Contenido de BTEX en el gas alimentado a las membranas 68

2.14. Contenido C6+ en el gas alimentado a las membranas 69

2.15. Envolvente de fases-Gas alimentado a membranas, Abril 2005 69

2.16. Envolvente de fases-Gas alimentado a membranas Julio 2005 70

2.17. Envolvente de fases-Gas alimentado a membranas, Octubre 2005 70

2.18. Separación de CO2 por los trenes de membranas 75

2.19. Volúmenes de control estudiados para determinar pérdidas de gas e

hidrocarburos

77

2.20. Pérdidas de gas e hidrocarburos por los trenes de membranas 79

2.21. %CO2 en los puntos críticos del proceso 79

2.22. Contenido de H2S (ppm) en los puntos críticos del proceso 80

2.23. Flujos de gas en los puntos críticos del proceso 81

1

INTRODUCCIÓN

Las corrientes de gas natural producidas desde los yacimientos de hidrocarburos, poseen

impurezas o contaminantes (N2, CO2, H2S y agua) que deben ser removidos antes de su

comercialización. En el caso del nitrógeno (N2) los argumentos son económicos, ya que se

trata de un gas inerte que afecta el poder calorífico del gas natural e incrementa el costo de

transporte. Por su parte, la presencia de CO2 y el H2S en las mezclas de gas natural, obligan

a su remoción por causas que se agrupan en los siguientes renglones:

• Por razones de seguridad ya que los mismos afectan a los seres vivos y al medio

ambiente en general

• Para satisfacer las especificaciones de venta e incrementar el poder calorífico

• Permitir un procesamiento “aguas abajo” apropiado. Este es el caso del proceso

criogénico (el CO2 puede congelarse a temperaturas cercanas a los -70° C)

• Para mejorar la recuperación de crudo (EOR) por inyección del CO2, el cual es removido

del gas natural y reinyectado en el yacimiento

• Por ser operacionalmente mas problemáticos, ya que forman ácidos o soluciones ácidas

en presencia del agua contenida en el gas, lo que produce corrosión en las líneas de

transporte y distribución.

En general, las acciones implementadas para eliminar los componentes no hidrocarburos de

las mezclas de gas natural se realizan utilizando por ejemplo, algún proceso de absorción de

dichas sustancias, como por ejemplo las soluciones de aminas (primarias, secundarias o

terciarias) o los procesos SELEXOL (en base a Dimetil Eter de Glicol Polietileno

desarrollado por NORTON) y RECTISOL (solución de Metanol desarrollada por LURGI).

Estos procesos deben lograr que las corrientes de gases tratadas cumplan con las normas

2

comerciales del gas natural en cuanto al contenido de CO2 y H2S, y ser económicamente

viables en su implementación y operación; es decir, que la sustancia absorbente utilizada

pueda ser recuperada y reciclada en el proceso. Asimismo, existen otras opciones de

endulzamiento menos convencionales como es el caso de membranas, que emplean

polímeros afines a los gases ácidos (CO2 y H2S), y que inducen la permeación de dichos

gases a través de su superficie hasta un punto de remoción en el sistema (suministradas

principalmente por CYNARA, KVAERNER, UOP SEPAREX y MEDAL).

Ante este abanico de alternativas de endulzamiento, y en función de las características

particulares del gas y las condiciones del proceso establecidas, el ingeniero deberá escoger

una opción que reúna las mejoras técnicas, garantizando que el proceso sea sostenible en el

tiempo y que se obtengan las condiciones para la venta del gas natural. Como aporte en este

tema se realizaron estudios que ofrecen una revisión de los procesos de endulzamiento que

permiten identificar su aplicabilidad, considerando las variables involucradas en cada

alternativa. En particular se revisaron los siguientes proceso: “Gas Sweetening Processes”

(TOTAL), “Sour Gas Processing for Gas Sales and LNG Production” (ARCO Exploración

& Producción), y “Use of Uncertainty Techniques to Determinate Imput Parameters for a

Gas Sweetening Plant” (Instituto Americano de Minas, Metalurgia e Ingeniería de Petróleo

Inc.).

Asimismo, y en pro de facilitar la ingeniería conceptual de los proyectos de endulzamiento,

asociada a la necesidad particular de seleccionar procesos adecuados para endulzar el gas

natural venezolano, el presente trabajo de grado genera una metodología basada en la

simulación y el análisis de las tecnologías de aplicación industrial que puedan adaptarse a

las mezclas de gases producidos en el país. El usuario de la metodología podrá

preseleccionar alternativas de endulzamiento que garantizan un contenido de H2S ajustado

a la norma COVENIN y un %CO2 en el gas tratado mas bajo que la norma mencionada

=6%molar, mediante el uso de un mapa construido con base en simulaciones realizadas con

el software PRO II 7.0 (para procesos de absorción física y química) y el desarrollo por el

autor de un modelo analítico que considera la ecuación de ley de Fick para evaluar la

tecnología de membranas (fenómenos de transferencia de masa por difusión) sustentado en

data de proceso real. Adicionalmente, y en caso de existir dos o mas opciones tecnológicas

3

en la preselección para un mismo %molar de CO2 y flujo de gas alimentado, se pueden

considerar las referencias económicas sugeridas; y en función de las particularidades y la

disponibilidad financiera para implementar el proyecto, se puede definir el proceso de

endulzamiento de mayor conveniencia. La intención es reducir las incertidumbres técnicas

entre las alternativas disponibles, sin desfavorecer la producción de gas natural dentro de

los estándares de calidad que rigen el mercado. La metodología propuesta se ilustra

mediante un caso de estudio aplicado a las mezclas de gases provenientes del Campo Yucal

Placer.

PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA

La industria del gas natural en Venezuela experimenta un proceso de franco crecimiento

con el potencial adquirido al ponerse en producción pozos de gas libre, no asociados a la

explotación de petróleo. Actualmente, Venezuela se ubica como el octavo país del mundo

con mayores reservas probadas de gas natural (por el orden de 147.5 BPCN que incluye gas

asociado y no asociado) y el primero de América Latina, lo que constituye un cuadro fuerte

de oferta de este recurso estratégico. El consumo de gas metano en Venezuela presenta

diferentes beneficiarios, siendo el principal cliente la industria petrolera, representando un

71% del consumo total. De este volumen un 47% se destina a la recuperación de crudo, un

24% se utiliza en la producción de combustible, quedando un 9% para la transformación de

Líquidos del Gas Natural (LGN) y el resto se distribuye en las demás actividades de la

industria petrolera que utilizan al gas como insumo. Con respecto al mercado interno (29%

del restante total), la distribución del consumo de gas se encuentra concentrada en los

sectores eléctrico, siderúrgico, petroquímico y aluminio. Ante la magnitud de los recursos

disponibles, la creciente demanda de los beneficiarios actuales y la captación de nuevos

sectores nacionales e internacionales con obvios requerimientos de volúmenes de gas con

especificaciones que garanticen aprovechar al máximo su poder energético, evitando

además los inconvenientes operacionales; se presenta la necesidad de retirar los

componentes corrosivos, contaminantes, los que reducen el poder calorífico y los que

forman depósitos sólidos a bajas temperaturas, logrando materializar mejoras aguas abajo

4

en la cadena de valor del gas.

A pesar de su potencial comercial y energético, el gas natural venezolano presenta

características en su composición promedio (78,4% C1, 5,8% C2, 3,1% C3, 0,8% n-C4, 0,7%

i-C4, 0,2% n-C5, 0,3% i-C5, 0,4% C6+, 10,0% CO2, 0,2% N2, agua y 20ppm H2S) que

obligan a someterlos a procesos de endulzamiento y deshidratación para la reducción de los

componentes no hidrocarburos, garantizando mezclas de gas dentro de las especificaciones

de venta establecidas según la norma COVENIN 3568-2:200; la cual condiciona las

concentraciones a valores menores a un 8,5% molar CO2, 12ppm molar H2S y

7,0lb/MMPCN de agua. Ante esta necesidad se deben considerar las diferentes opciones

tecnológicas disponibles para el endulzamiento del gas, que consisten principalmente en la

eliminación de dichos compuestos mediante la Absorción Química (proceso de Aminas),

Absorción Física (solventes físicos), Absorción Físico-Química (procesos SULFINOL e

HIBRISOL), Adsorción Física (Tamices moleculares), Fraccionamiento criogénico

(proceso Ryan Holmes), Difusión por gradientes de presiones parciales (Permeación),

Conversión directa a sulfuros, Carbones activados para la remoción de H2S y la

combinación de las técnicas anteriores en soluciones hibridas. Adicionalmente, algunas de

estas tecnologías de endulzamiento brindan cierto grado de deshidratación del gas,

permitiendo obtener en un mismo proceso el acondicionamiento total del hidrocarburo;

pero en los casos donde esto no es posible, se deben considerar las tecnologías tradicionales

de deshidratación como la absorción química (TrietilenGlicol), absorción física (Tamices

moleculares, alúmina, sílica gel, etc), para obtener las especificaciones de comercialización

del gas con relación a su contenido de vapor de agua.

Al considerar las tecnologías de endulzamiento mencionadas, este trabajo propone una

metodología que aporta referencias para seleccionar los procesos que mejor se adapten al

gas natural venezolano y garanticen las especificaciones de comercialización en

correspondencia con las condiciones de operación. La metodología es presentada en la

interfaz visual de una hoja de calculo EXCEL, y en correspondencia con la data de entrada

suministrada por el usuario, preselecciona en base a criterios técnicos y de ingeniería, las

distintas opciones de endulzamiento para las condiciones un proceso dado (presión,

temperatura, %molar CO2 y volumen de gas alimentado) acotadas en un rango de

5

aplicación. Una vez ingresados los parámetros solicitados, el usuario podrá obtener las

opciones de endulzamiento preseleccionadas (las mismas garantizan un %CO2 en el gas

tratado = 6%molar y concentración del H2S por debajo de la norma COVENIN) en función

de un mapa técnico desarrollado durante este proyecto. Dicha preselección sirve de base

para la ingeniería conceptual o básica asociada a las necesidades de endulzamiento del

proyecto. De existir varias soluciones tecnológicas distintas para un mismo %molar de CO2

y de flujo de gas alimentado (más de un proceso técnicamente preseleccionado) el usuario

podrá realizar un análisis económico entre los procesos, y en función de las particularidades

y la disponibilidad financiera para implementar el proyecto, definirá el proceso de

endulzamiento de su conveniencia.

El autor ha establecido, que las tecnologías de endulzamiento seleccionadas deben reducir

la concentración de CO2 en el gas tratado hasta 6%molar o menos, a partir de la

concentración de CO2 del gas alimentado al sistema; considerando la intención manifiesta

por parte de los organismos de regulación del estado venezolano, de establecer condiciones

mas restrictivas para este parámetro de comercialización. Este requerimiento más riguroso

que el impuesto actualmente por la norma COVENIN (8.5%molar) permite además mayor

vigencia al trabajo de grado. La metodología se ilustra en un caso de estudio que considera

la producción de gas no asociado del campo Yucal Placer (17ppm H2S, 21.5% CO2, 0.06%

N2, 78.31% C1, 0.18% C2, 0.001% C3+), desarrollándose una evaluación del

comportamiento de la planta de endulzamiento actualmente activa en el referido campo y

posibles mejoras a los procesos.

OBJETIVOS DEL ESTUDIO

Los objetivos del presente trabajo de grado son:

6

General

Generar una Metodología para la Selección de Procesos de Endulzamiento del Gas Natural

Venezolano. Caso de Estudio: Yucal Placer.

Específicos

a) Estudiar las tecnologías para la remoción de CO2 Y H2S.

b) Analizar los procesos industriales de endulzamiento de gas natural actualmente

disponibles, considerando las variables de proceso involucradas y las características

propias de los gases.

c) Proponer criterios de selección de las tecnologías de endulzamiento para aplicaciones

individuales o combinadas.

d) Realizar simulaciones con el software Pro II 7.0, a modo de obtener datos que

permitan seleccionar los procesos de endulzamiento para las características de los

gases venezolanos, caso Yucal Placer.

e) Desarrollar un método analítico complementario al software Pro II 7.0, para la

predicción del comportamiento de la tecnología de membranas a partir de un sistema

binario (C1-CO2).

f) Generar un mapa técnico que permita identificar las distintas zonas de operación

donde cada tecnología es más adecuada, en función de los requerimientos de entrada y

salida del proceso.

g) Aplicar el mapa anterior al caso de estudio (campo Yucal Placer) para la pre-selección

de los procesos de endulzamiento.

h) Establecer referencias económicas que permitan la selección definitiva de las

tecnologías preseleccionadas.

i) Integrar los objetivos anteriores para generar una metodología de selección procesos

para endulzar el gas natural.

j) Programar la metodología desarrollada y presentarla en la interfaz visual de una hoja

de cálculo EXCEL que permite su uso interactivo.

7

CAPÍTULO 1 -

CCAAPPÍÍTTUULLOO II

MMAARRCCOO TTEEÓÓRRIICCOO

1.1 EL GAS NATURAL

El gas natural (proveniente de un reservorio de gas libre o el asociado a la producción de

crudo), está constituido por una mezcla de hidrocarburos saturados de baja densidad, el cual

puede contener sulfuro de hidrógeno o ácido sulfhídrico, dióxido de Carbono, mercaptanos

y otro tipo de contaminantes. El ácido sulfhídrico (H2S) es un gas altamente tóxico y

corrosivo para el acero al carbono en presencia de agua, mientras el anhídrido carbónico

(CO2) es también un componente corrosivo y adicionalmente disminuye el poder calorífico

del gas (medido en BTU).

1.2 PROCESO DE “ENDULZAMIENTO” DEL GAS NATURAL

El objetivo de los procesos de endulzamiento del gas, consiste en retirar parte o la totalidad

de dichas impurezas. Los diversos procesos disponibles dependen del tipo y cantidad de los

gases contaminantes a ser removidos:

• Cuando el CO2 es la única impureza a ser retirada del gas

• Cuando el H2S es la única impureza a ser retirada del gas

• Remoción simultánea de CO2 y H2S

• Remoción selectiva de H2S con presencia de CO1.

Los procesos existentes para tales fines son los siguientes:

8

• Absorción Química

• Absorción Física

• Absorción Fisicoquímica

• Adsorción Física

• Fraccionamiento Criogénico

• Difusión por gradientes de presiones parciales (Permeación)

• Conversión directa a sulfuros.

1.2.1 Absorción química

Casi todos los solventes químicos utilizados en procesos de endulzamiento del gas natural,

son a base de alcanolaminas[1]; que en su totalidad son empleadas en forma de soluciones

acuosas, siendo las principales:

• Monoetanolaminas o MEA

• Diglicolamina o DGA

• Dietanolamina o DEA

• Diisopropanolamina o DIPA

• Metildietanolamina o MDEA.

Adicionalmente, como alternativa a los productos de las alcanolaminas, en algunos casos se

ha utilizado sales alcalinas como el carbonato de potasio caliente (HPC o Hot Pot).

En general, el proceso de absorción química se basa en el contacto entre el gas a ser tratado

(gas de alimentación) y una solución acuosa que contiene alguno de los solventes

mencionados anteriormente. El H2S y el CO2 presentes en el gas de alimentación

reaccionan con las alcanolaminas (producto alcalino) o la sal alcalina (en el caso del

carbonato de potasio), generando bisulfuros y bicarbonatos respectivamente [2,3,4,5].

La reacción química ocurre en la columna de fraccionamiento del absorbedor, el cual esta

9

calentador de aminas

Enfriador de la solución Pobre

Reg

eneració

n

de A

min

as

Gas Tratado

Ab

sorb

edo

r de

Am

inas

Gas de Alimentación

Bomba de la solución Pobre

Intercambiador solución Rica/ Pobre

Condensador de Gas Ácido Gas Ácido

Agua

provisto de platos o empaques. El gas de alimentación entra por el fondo de la columna,

mientras la solución acuosa lo hace por el tope. Al momento de la absorción se genera una

transferencia de calor entre los gases contaminantes y el solvente (la reacción es

exotérmica) lo que ocasiona que el gas tratado salga de la unidad de proceso a una

temperatura superior en comparación a la del gas de alimentación. Esto implica,

adicionalmente que el contenido de agua del gas tratado será más alto que el contenido en

agua del gas de alimentación [6,7,8,9,10]. Por consiguiente es necesario deshidratar el gas en

otra unidad instalada aguas abajo del proceso endulzamiento. Finalmente en una sección de

regeneración, las sales de alcanolaminas son retransformadas en una solución alcalina y el

ciclo de absorción se repite.

Figura N° 1.1 Diagrama general del proceso de aminas

1.2.2 Absorción Física

El proceso se basa en el contacto entre el gas a ser tratado y un solvente que absorbe los

gases contaminantes debido a un proceso de difusión, gobernado por la diferencia de

presiones parciales entre el gas y el solvente; para cada uno de los gases a ser removidos (el

solvente normalmente se utiliza como un producto puro). Al contrario de los procesos de

aminas y carbonato de potasio basados en reacciones químicas para la remoción de gases

contaminantes, la absorción física es altamente dependiente de la presión parcial de los

gases no hidrocarburos [17,18]. Las características deseables en un solvente para la absorción

10

física son las siguientes:

• Baja temperatura de operación para reducir al mínimo las pérdidas de solventes

• Baja solubilidad en el solvente de los componentes hidrocarburos del gas

• En condiciones normales operacionales no debe existir degradación del solvente

• No debe generarse ninguna reacción química entre el solvente y cualquier componente

del gas de alimentación

• Ninguna corrosión con los metales comunes.

Los solventes utilizados para la remoción de gases contaminantes del gas natural, tienen

una fuerte afinidad con el agua, por tanto el solvente remueve el H2S, CO2 y deshidrata el

gas simultáneamente. La eficiencia de absorción física aumenta cuando la presión de

operación se incrementa y/o la temperatura de operación decrece, de esta forma el proceso

se lleva a cabo generalmente a bajas temperaturas, por lo que algunas veces, es necesario

un mecanismo externo de refrigeración (por ejemplo un ciclo de propano). La regeneración

del solvente es usualmente acompañada por un separador flash a una presión mas baja que

en el proceso de absorción con una entrada moderada de calor. Los bajos requerimientos de

calor en la etapa de regeneración del solvente se deben al poco calor de absorción; como

resultado, los solventes físicos resultan más competitivos que los solventes químicos, sin

embargo la inclusión de un ciclo externo de refrigeración y su requerimiento energético

puede cancelar esta ventaja. Adicionalmente, el fenómeno físico de absorción induce a la

remoción de hidrocarburos por el solvente (principalmente C3+); esto es una desventaja

significativa puesto que conjuntamente con los gases contaminantes retirados del sistema

durante la regeneración del solvente, asimismo existirá perdida de hidrocarburos. Todos los

procesos de absorción física están patentados, excepto el que utiliza agua como solvente

químico para la íntegra remoción tanto de H2S como del CO2, pero con efectos

considerables de corrosión en las instalaciones asociadas. Los procesos patentados de

mayor importancia son:

• FLUOR SOLVENT (Carbonato de Polipropileno) de FLUOR

11

Aire o gas inerte

Gas Ácido Compresión

Des

po

jad

or

Cal

enta

do

r

Gas Ácido

Combustible

Gas Tratado

Ab

sorb

edo

r

En

fria

do

r


AP Flash

MP Flash

BP Flash

• SELEXOL (Dimetil-Eter de Polietileno Glicol) de UOP

• PURISOL (N-Metil-Pirrolidona) de LURGI

• RECTISOL (Metanol) de LURGI.

El diagrama de flujo y los equipos requeridos para este proceso puede variar de acuerdo al

nivel de recuperación de gases contaminantes que se necesite y a las condiciones de

operación. La Figura N°1.2 presenta un esquema general del proceso de absorción física.

Figura N° 1.2 Esquema general del proceso de absorción física

1.2.3 Absorción Físico-Química

Este proceso combina los beneficios de absorción de las alcanolaminas (absorción química)

y la capacidad de endulzamiento de los solventes utilizados para la absorción física. El

proceso emplea una solución acuosa de aminas y un solvente físico, que al fluir a

contracorriente con el gas a ser endulzado en una torre de absorción, permite la reacción del

solvente químico con el H2S y CO2 y al mismo tiempo se hace presente el proceso de

difusión por la diferencia de presiones parciales entre el gas y el solvente físico; para cada

uno de los gases a ser removidos. En general, el proceso de absorción físico-química

permite la remoción simultánea de H2S y CO1. A continuación se describirán las

características del proceso en base a referencias industriales del proceso Sulfinol.

12

Gas de alimentación

Absorbedor de Sulfinol

Regeneradora de Sulfinol

Gas Ácido

1.2.3.1 Proceso Sulfinol

El proceso SULFINOL es el único con múltiples referencias industriales. SHELL es la

compañía dueña de la licencia de este proceso, el cual se basa en el uso de una mezcla

acuosa de Alcanolaminas como solvente químico (DIPA, MDEA o Dióxido de

Tetrahidrotiofeno) y un solvente físico patentado para el proceso llamado Sulfolane. El

proceso se denomina SULFINOL-D cuando se usa DIPA, y SULFINOL-M cuando se

utiliza MDEA; y en ambos se combina el efecto de la absorción química de las aminas y la

absorción física de solvente Sulfolane. Como en los procesos con aminas, el gas de

alimentación entra por el fondo del absorbedor y entra en contacto (contracorriente) con el

solvente que desciende desde el tope de la columna. El gas tratado sale por el tope del

absorbedor, mientras que el solvente rico en componentes no hidrocarburos sale por el

fondo y es enviado a un separador tipo ¨flash¨ (la presión dentro del recipiente cae

súbitamente). La solución rica que abandona el separador “flash” es precalentada en un

intercambiador a la presión del ciclo de regeneración. El producto que sale por el tope de la

regeneradora (gases no hidrocarburos y vapor de agua) es condensado (mediante

enfriamiento por agua o aire) y recolectado en el recipiente de reflujo. El producto que sale

por el tope del recipiente de reflujo son gases no hidrocarburos húmedos, los cuales son

enviados a un mechurrio o una unidad de recuperación de Azufre. El agua condensada del

recipiente de reflujo es bombeada de regreso al tope de la columna para servir como

reciclo.

Figura N° 1.3. Diagrama del proceso SULFINOL-M

13

1.2.4 Adsorción Física

El proceso de adsorción se basa en la interacción del gas natural con un sólido adsorbente.

Al pasar el gas por el adsorbente, queda atrapado el compuesto afín al sólido mediante

débiles fuerzas superficiales. La capacidad y cinética de adsorción dependen de la presión y

temperatura de operación, además de otros factores tales como el tamaño del poro del

adsorbente, volumen del poro, área, y afinidad del gas por el adsorbente. Coincidiendo

mejores funcionamientos a presiones parciales elevadas y bajas temperaturas, obligando

ello a comprimir y enfriar el gas antes de su contacto con el adsorbente. Los adsorbentes

utilizados son lechos de alúmina, zeolitas y fundamentalmente carbón activado, adsorbente

físico, que además, se regenera fácilmente. También se pueden utilizar los adsorbentes

híbridos (alúmina gel y silica gel) cuyo comportamiento es una mezcla entre absorción y

adsorción. Un inconveniente de la adsorción es la selectividad del proceso, ya que presencia

de otros compuestos del gas (vapor de agua), pueden conseguir sitio en una zona activa del

adsorbente, restando capacidad de adsorción del CO1. Otro inconveniente muy importante,

es la gran superficie necesaria por unidad de masa o volumen de gas adsorbido. Existen dos

métodos comerciales, PSA (Pressure swing adsorption) y TSA (Temperature swing

adsorption), utilizados principalmente para la producción de hidrógeno y para la separación

de CO2 del gas natural antes de ser comercializado, no siendo atractivos para la separación

del CO2 a gran escala. En resumen, la adsorción física esta relacionada al uso de tamices

moleculares para la remoción de gases contaminantes, pero en pequeñas cantidades o trazas

en términos de ppm. También puede ser utilizado aguas abajo del endulzamiento como

tratamiento depurador, a fin de remover los compuestos de azufre (mercaptanos) presentes

en el gas. El proceso es idéntico al usado para el secado del gas, solo que los tamices

moleculares utilizados son diferentes [19].

14

Gas regenerado

Producto

Tamices Moleculares

Calentador del gas regenerado

Filtro

Figura N° 1.4 Elementos de adsorción empleados en tamices moleculares

Figura N° 1.5 Diagrama general del proceso de Adsorción Física

La Figura N° 1.5 muestra un proceso de adsorción física para remover el CO2 de una

corriente de gas natural, a través de 2 recipientes con tamices moleculares (uno para la

adsorción y el otro para la regeneración de los tamices, generalmente 8 a 12 horas para

ambas secuencias). Cuando el H2S, CO2 y el vapor de agua están presentes en el gas

alimentado a los tamices moleculares, el agua puede promover la formación de COS con la

inter reacción entre el CO2 y el H2S. El COS puede contaminar el gas tratado, pero su

formación puede minimizarse al operar a altas presiones y velocidades de flujo y bajas

temperaturas. Otro problema se relaciona con la disposición del gas regenerado,

15

principalmente si está utilizado como gas de combustible. La naturaleza cíclica de una

operación de adsorción podría dar lugar a descargas máximas de CO2 y/o del H2S en el gas

de regeneración que produciría la concentración de estos componentes en 30 a 40 veces

mayor que la concentración ácida inicial del gas

1.2.5 Fraccionamiento Criogénico

El fraccionamiento criogénico es un proceso exclusivo para la remoción de CO2 del gas

natural, de este modo, si el H2S esta presente en la mezcla y requiere ser removido, deberá

incluirse un proceso exclusivo para tal fin, aguas abajo del fraccionamiento criogénico. El

proceso originalmente desarrollado por KOCH Process Systems Inc. fue llamado

“RYAN/HOLMES Process" y usa gas natural licuado (GNL) el cual es obtenido de la

misma corriente de alimentación [20,21,22,23].

Las dos principales aplicaciones relacionadas con este proceso consideran:

• Separación de CO2 del metano que ocurre en la desmetanizadora empleando una

corriente de GNL para evitar la congelación del CO2

• Separación de CO2 de los componentes que incluyen al etano y mas pesados (C2+);

empleando una corriente de GNL para romper el azeotropo CO2/etano.

Puesto que este fraccionamiento requiere bajas temperaturas, su mejor uso es para obtener

GNL; sin embargo, ninguno de los trenes existentes de GNL hasta la fecha utiliza este

proceso, cuyo desarrollo por KOCH (poco extenso) es del dominio público. Los procesos

criogénicos operan a temperaturas cercanas al punto de solidificación del CO2 y han sido

implementados para su remoción masiva del gas natural.

16

Sulfuros

Gas de Alimentación Compresión

Deshidratación

Enfriamiento

Compresión

Des

met

aniz

ado

r

Rec

up

erad

or

d

e E

tan

o

Rec

up

erad

or

d

e A

dit

ivo

LGN +

CO2 para Inyección

C1 para Venta o Gas Combustible

Proceso Claus

450-650Lpc 450-300Lpc

LGN C2 y C3

Figura N° 1.6 Esquema del Proceso RYAN/HOLMES

1.2.6 Permeación a través de Membranas

Los sistemas de membranas son aplicados para remover el CO2 y trazas de H2S, así como

vapor de agua presente en el gas de alimentación. Si la concentración de H2S es

considerable (en términos de % molar) esta tecnología no es recomendada debido al efecto

perjudicial de este compuesto sobre las membranas[24,25,26,27,28,29,30,31,32]. Las membranas

funcionan sobre el principio de solución-difusión a través de una membrana no porosa, es

decir, las membranas utilizadas para el endulzamiento de gas natural no operan como

filtros, donde las moléculas pequeñas son separadas de las más grandes a través de un

medio poroso. Los gases contaminantes primero se disuelve dentro de la membrana y luego

se difunde a través de ésta. El proceso de separación no se basa en el tamaño molecular; en

lugar de esto cobra importancia la efectividad con la que un componente en particular se

disuelve dentro de la membrana y se difunden a través de la misma, con mayor facilidad a

la mostrada por el resto de los diferentes componentes co-existentes en la mezcla de gas,

debido a la diferencia de presiones parciales. El dióxido de carbono, hidrógeno, helio,

sulfuro de hidrógeno y el vapor de agua, permean con importante rapidez es por ello que se

consideran “gases rápidos”. El monóxido de carbono, nitrógeno, metano, etano y otros

hidrocarburos permean con menor velocidad y son llamados “gases lentos”. Por ejemplo el

CO2 pasa a través de una membrana polimérica entre 15 a 40 veces más rápido que el

Metano (CH4).

En general, en las membranas predomina la selectividad de remoción de gases rápidos con

17

respecto a los gases lentos. Por ejemplo, cuando el CO2 es removido de una corriente de gas

natural, el vapor de agua y el H2S son removidos al mismo tiempo, pero el metano, etano y

los hidrocarburos pesados son removidos a una velocidad considerablemente menor.

Durante el proceso, el gas tratado por la membrana se encuentra a una presión cercana a la

presión del gas de alimentación de las mismas, mientras que el permeado tiene una presión

menor (entre 1 y 4 atmósferas absolutas). Para aproximar los procesos de solución-difusión

es considerada la ecuación de ley de Fick, descrita a continuación:

lpDs

J∆

=**

Ecuación N° 1.1 Ley de Fick

Donde:

• J es el flujo molar de CO2 a través de la membrana por unidad de área de membrana

• s es la solubilidad del CO2 en la membrana

• D es el coeficiente de difusión del CO2 a través de la membrana

• ? p es el diferencial de presiones parciales entre el lado de alimentación de la membrana

(alta presión) y el lado del gas permeado (baja presión)

• l es el espesor de la membrana.

A modo de simplificar la notación, la solubilidad y el coeficiente de difusión se combinan

usualmente dentro de una variable conocida como permeabilidad (k). La ecuación de la ley

de Fick puede separarse en dos partes: la primera dependiente de la membrana (k/l) y la

otra de las condiciones de proceso (? p). Si se desean entonces altos niveles de flujo,

deberán emplearse los materiales correctos para fabricar las membranas adecuadas a las

condiciones de procesos a las cuales se someterán. Es importante señalar que k/l no es una

constante, y la misma es sensible a variaciones en las condiciones de operación como

temperatura y presión.

La ecuación de la ley de Fick del mismo modo puede escribirse para metano o cualquier

18

otro componente que conforme la mezcla de gas. Este conjunto de ecuaciones conducen a

definir una segunda variable de importancia denominada selectividad (a). La selectividad

es la relación de la permeabilidad del CO2 con respecto a otro componente presente en la

mezcla de gas, y se define como la facilidad con que la membrana permea el CO2

comparado con otro componente (metano generalmente). Por ejemplo la mayoría de las

membranas proporcionan una selectividad CO2 al metano entre 5 a 30, lo que significa que

el CO2 permeará en la membrana 5 a 30 veces más rápido que el metano.

Tanto la permeabilidad como la selectividad son parámetros de importancia al momento de

seleccionar una membrana. Una mayor permeabilidad reducirá los requerimientos de área

de membrana para unas condiciones de separación dadas y por ende disminuyen los costos

del sistema. Altas selectividades disminuyen las pérdidas de hidrocarburos al momento de

remover el CO2 incrementando el volumen de gas en especificaciones.

Desafortunadamente, valores considerables de permeabilidad del CO2 no corresponde con

selectividades elevadas, es por ello que alcanzar esta combinación es una las metas de los

investigadores en al área. De este modo se deben seleccionar condiciones de operación de

alta selectividad en las membranas o alta permeabilidad, y en el mejor de los casos definir

un equilibrio entre estos parámetros.

La escogencia habitual favorece a materiales altamente selectivos, los cuales se fabrican lo

más delgados posibles para incrementar la permeabilidad. Sin embargo, la reducción de

espesor convierte a las membranas en extremadamente frágiles e inutilizables. Esta es la

razón por la que en años anteriores los sistemas de membranas no constituyeron procesos

viables, debido a que sus espesores ofrecían la necesaria resistencia mecánica pero las

permeabilidades eran mínimas. Los avances tecnológicos actuales han permitido

sobreponerse a las limitaciones de obtener espesores adecuados para los elementos de

membranas y que los mismos simultáneamente presentaran buena permeabilidad para la

remoción de gases no hidrocarburos. La solución se basó en producir una membrana que

consistía en una capa no porosa extremadamente fina, sobrepuesta en otra capa mucho más

gruesa y altamente porosa del mismo material.

La estructura de estas membranas se considera asimétrica, en comparación con una

19

Capa Selectiva

Membrana asimétrica

estructura homogénea, donde la porosidad de la membrana es más o menos uniforme en

todas partes. La capa no porosa resuelve los requerimientos de la membrana ideal, es decir,

es altamente selectiva y también delgada. La capa porosa proporciona la ayuda mecánica y

permite el flujo libre de los compuestos que permean a través de la capa no porosa. Aunque

las membranas asimétricas son una mejora considerable de las membranas homogéneas, las

mismas presentan una desventaja. Al componerse de un solo material, son costosas y el

hecho de requerir modificaciones especiales para condiciones particulares obliga a ser

producidas en pequeñas cantidades. Esta dificultad se puede superar, produciendo una

membrana compuesta, que consiste en una delgada capa selectiva hecha de un polímero que

se coloca encima de una membrana asimétrica, que se compone de otro polímero. Esta

estructura compuesta permite que los fabricantes de membranas utilicen materiales

fácilmente disponibles para la porción asimétrica de la membrana y de polímeros

especialmente mejorados para optimizar la separación requerida en la capa selectiva. Este

tipo de estructuras compuestas se están utilizando en la mayoría de las nuevas membranas

diseñadas para la remoción de CO2, debido a que las características de la capa selectiva

deseada se pueden ajustar fácilmente sin incurrir en incremento de costos significantes.

Figura N° 1.7 Estructura compuesta de una membrana asimétrica

20

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

FILTRO Pulidor Gas Tratado

Bajo Contenido CO2

CALENTADOR

FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO

GAS PERMEADO

Rico en CO2

PRE-TRATAMIENTO MEMBRANAS


Figura N° 1.8 Elemento de Membrana tipo Láminas en Espiral

El esquema de procesos con membranas más simple es un esquema de una etapa de flujo,

en el que el gas de alimentación se separa en una corriente residual rica en hidrocarburos y

otra corriente rica en CO2 como lo muestra la Figura N° 1.9.

Figura N° 1.9 Esquema de Flujo de una Etapa de Endulzamiento

1.2.7 Conversión directa a Sulfuros

Estos procesos son generalmente utilizados para remover pequeñas cantidades (ppm) de

H2S de las corrientes de gas e involucra la conversión directa del H2S a Sulfuro, sin

capacidad de remoción de cantidades considerables de CO1. La conversión directa de H2S

en Sulfuro utiliza un catalizador con base hierro, el cual entra en contacto con el gas en el

absorbedor; permitiendo la conversión directa del H2S a Sulfuro. La solución Férrica

resultante, rica sulfuro se envía a una sección de regeneración en donde el sulfuro es

removido a alta presión por un separador sólido-liquido que permite limpiar el catalizador y

21

Oxidador

Gas Tratado

Abs

orbe

dor


Bombas de Circulación

Separador Sulfuros

Aire de Oxidación

Tanque de Desechos

Oxidador

Gas Tratado

Abs

orbe

dor


Bombas de Circulación

Separador Sulfuros

Aire de Oxidación

Tanque de Desechos

enviar una solución regenerada de regreso al absorbedor. Estos procesos son aplicados para

bajos contenidos de azufre (menos de 1.000 ppm.), logrando obtener una composición de

salida de solo unos pocos ppm. Asimismo, los flujos de gas tratado son bajos (MMPCND).

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

1.3 SIMULACIÓN DEL FUNCIONAMIENTO DE LOS PROCESOS DE

ENDULZAMIENTO

Debido a que buena parte de las patentes de los procesos de endulzamiento del gas natural

pertenecen a corporaciones privadas, es limitado para el dominio público la información

detallada de algunos de los procesos. En ese caso, el uso de dicha información limitada en

paquetes de simulación de procesos resulta sumamente útil, tanto para analizar los

problemas operacionales de plantas existentes, así como para diseñar nuevas

configuraciones para el endulzamiento del gas natural. En el presente trabajo de grado se

desarrollan simulaciones de varios procesos de endulzamiento para las características del

gas natural venezolano (tomando como referencia los gases producidos en el campo Yucal

Placer), empleando dos (2) herramientas diferentes; los procesos de absorción fueron

simulados con la ayuda del software Pro II 7.0 que permite el estudio de fenómenos de

transferencia en estado estacionario, mientras la permeación a través de membranas se

simulo con un modelo analítico desarrollado por el autor y que será descrito en secciones

posteriores. A continuación se muestran los aspectos de mayor importancia considerados

durante el uso del simulador Pro II 7.0.

22

1.3.1 Software Pro II 7.0

PRO II, software comercial distribuido por Simulation Sciences (una compañía de

Invensys) es un simulador numérico de procesos que utilizando una interfaz visual bajo

ambiente Microsoft Windows, permite al usuario el estudio de fenómenos de transferencia

independientes del tiempo (estado estacionario); a excepción de la despresurización de las

unidades de proceso. Las unidades o equipos considerados en el proceso en estudio, son

resueltos en forma secuencial, uno a la vez, y para ello las alimentaciones deben ser

conocidas (1). En el caso de existir corrientes reciclos (3) en los procesos, estos serán

manejados automáticamente por el simulador.

Figura N° 1.11 Secuencia de cálculos en PRO II

Si es deseado, en cada corrida de simulación pueden determinarse las propiedades de

transporte, como la viscosidad, conductividad térmica, tensión superficial y difusividad

líquida. El modelo de cálculo empleado por el simulador para cada plato (numerados desde

el tope al fondo del recipiente) de las columnas de separación es mostrado en la siguiente

figura:

Figura N° 1.12 Modelo de cálculo

Con identificación de:

23

Construcción del diagrama de flujo

Unidadesde Medición

Definir Componentes

ModeloTermodinámico

Datos Asociados a lasCorrientes de alimentación

Condiciones deProceso

Ejecuciónde la simulaciónObtención de

resultados



Unidadesde MediciónUnidades

de Medición

Definir ComponentesDefinir Componentes








resultados


resultados

• Numero del plato

• Flujo de líquido y vapor

• Flujo de alimentación

• ¨Duty¨ (intercambiadores, enfriadores)

• Fracción molar de vapor y líquido

• Fracción molar en la alimentación

• Entalpías de líquido y vapor

• Temperatura y presión.

1.4 DESARROLLO DE LAS SIMULACIONES

Con la intención de representar y analizar los procesos de absorción física y química (con

amplia aplicación industrial) para las mezclas de gas natural estudiadas, se desarrollaron los

siguientes casos de simulación:

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

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

• HIBRIDOS (absorción química y física).

En general la simulación en Pro II se desarrollan en los siguientes siete (7) pasos

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

24

1.4.1 Construcción del diagrama de flujo

En primera instancia se construyó el diagrama de flujo en el que se esquematizan los

equipos involucrados en el proceso, como recipientes de separación “flash”, columna

contactora, intercambiadores de calor, bombas, compresores, válvulas, así como

mezcladores y difusores de las corrientes de flujo involucradas en el proceso (alimentación

y productos).

Figura N°.1.14 Diagrama de flujo general para procesos de absorción

A continuación se establecen las unidades en las que se calcularan los parámetros de

proceso y seguidamente se definen los componentes del gas de alimentación y los solventes

utilizados en los procesos de absorción física y química. El software dispone de una base de

datos que considera la mayoría de los componentes puros del gas natural y los solventes

industriales involucrados en los procesos de endulzamiento. A cada componente se le

asignan por lo menos nueve propiedades fijas (propiedades críticas de presión, temperatura

y volumen, peso molecular, punto de ebullición normal, etc.) que serán utilizadas durante la

resolución de las ecuaciones en cada iteración. Adicionalmente, se deben suministrar

propiedades que dependen de la temperatura, como por ejemplo viscosidad y densidad. En

caso de ser necesario, el software permite definir alguna propiedad adicional para la cual se

considere importante incluir en el estudio del proceso de endulzamiento. El siguiente paso

resulta el más importante desde el punto de vista de la ingeniería, ya que a continuación se

25

seleccionan los modelos termodinámicos que regirán los procesos a estudiar. En el caso

particular de los equipos de separación, (torres contactoras y regeneradoras) la selección

adecuada de los modelos termodinámicos permite estudiar los procesos de destilación,

absorción, evaporación, extracción; mediante el calculo de las constantes del equilibrio

liquido-vapor (para lo cual el software emplea la aproximación F : coeficiente de fugacidad

de la fase liquida/ coeficiente de fugacidad de la fase de vapor) con balances de masa

basados en ecuaciones de estado y en las propiedades de transporte (viscosidades,

conductividades térmicas, tensión superficial, difusividad líquida). Por otra parte, para los

intercambiadores de calor se realizan cálculos de entalpía en los balances de energía;

mientras que en equipos como expansores y compresores los cálculos toman en cuenta la

entropía a fin de considerar la eficiencia de estos procesos. Seguidamente es necesario

suministrar las concentraciones de los componentes que conforman las corrientes de gas

que alimentan el proceso de endulzamiento, así como las condiciones de temperatura, flujo

y presión a las cuales se encuentran respectivamente. Se deben establecer las condiciones

de operación de los equipos principales del proceso (torres contactoras y de regeneración,

etc.). Para ello se dispone de una ventana en la que se asignan las características generales

de las etapas de separación así como la cantidad de platos asociados con las mismas y

detalles referentes a los calentadores, bombas, condensadores y otros involucrados en el

proceso. En esta sección se establecen los parámetros de convergencia (tolerancias), el

algoritmo de cálculo y el número máximo de iteraciones. Finalmente para el caso cargado

en la plantilla del simulador pueden ejecutarse los cálculos y obtener los resultados

correspondientes en cada corrida. El siguiente algoritmo resume la metodología para

ejecutar las simulaciones.

26

Desea cambiar concentración CO2

del gas de alimentación

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

Inicio

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

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

Selección del modelo termodinámico

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

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

Fin

Ejecutar simulación y obtención de Resultados

SISI

NO

Figura N°.1.15 Algoritmo de simulaciones con PRO II

27

Adicionalmente y con el fin de verificar los resultados obtenidos con PRO II se utilizó una

subrutina independiente ejecutada dentro del mismo simulador llamada AMSIM, especifica

para los procesos de absorción. AMSIM tiene predeterminada las configuraciones estándar

de los procesos de absorción física y química sobre las cuales realiza sus cálculos. La

subrutina determina las constantes de equilibrio (K) liquido-vapor y calcula para las

reacciones químicas y sus coeficientes mediante la ley de Henry. AMSIM resuelve un

sistema de ecuaciones no lineales para describir los equilibrios de los procesos de absorción

química y física. Para el caso de la absorción química emplea la ecuación de estado de

Peng-Robinson “modificada”, y determina los coeficientes de fugacidad de la fase de

vapor. Por otra parte para los procesos de absorción física, AMSIM dispone de su propio

modelo termodinámico basado el solvente comercial Selexol (cuyo componente activo es el

Dimetil Éter de Glicol Polietileno).

Figura N° 1.16 Subrutina para paquetes de Absorción ¨AMSIM¨

Finalmente y lograda la convergencia de los casos de simulación planteados se obtienen los

resultados asociados a cada caso.

1.4.2 Condiciones de base para las simulaciones

Las condiciones establecidas de acuerdo a las características del gas natural venezolano en

todos los casos de absorción simulados son los siguientes:

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

28

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

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

• Sensibilidad en cada proceso simulado del CO2 del gas alimentación: 10%, 14.4%, 17%,

20% y 25% molar

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

• 3 platos en cada etapa de separación de las torres de absorción y regeneración

(configuración estándar)

• Las aminas se emplearon como una solución acuosa al 55% en peso (valor estándar)

• Los solventes para absorción física se utilizan según lo establece el fabricante (90% en

peso, configuración estándar)

• Las constantes ¨K¨ para el equilibrio líquido-vapor (VLE) en las columnas de absorción

son calculadas con la ecuación de estado propuesta por Peng-Robinson:

Ecuación N° 1.2 Modelo de Peng-Robinson

Parámetros de la ecuación:

c

c

c

ca

pTR

PTR

a2222 45724.0

=Ω

=

c

c

c

cb

pRT

PRT

b0778.0

=Ω

=

222

45724.0

r

r

TP

TRPa

Aαα

==

r

r

TP

RTbP

B0778.0

==

22 2 bbvva

bvRT

P−+

−−

=α

29

( ) ( )[ ]25.02 1*26992.054226.137464.01 rT−−++= ωωα

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

vi

li

i

ii x

yk

φφ

==

Ecuación N° 1.3 Aproximación Phi-Phi para determinar K, equilibrio Liquido-Vapor

Para lo cual:

• Y1: Fracción de Liquido

• X1: Fracción de Vapor

• viφ : Fugacidad de la fase de vapor

• liφ : Fugacidad de la fase liquida

Las fugacidades para ambas fases se calculan, sustituyendo la presión despejada de la

ecuación de estado, en la ecuación que define a la fugacidad:

Pf

=φ

Ecuación N° 1.4 Definición de la Fugacidad

1.5 DESARROLLO DEL MODELO ANALÍTICO PARA LA PREDICCIÓN DEL

COMPORTAMIENTO DE LA TECNOLOGÍA DE MEMBRANAS

Aun cuando el software PRO II contiene un modelo para la simular procesos de permeación

a través de membranas poliméricas, el mismo resulta inadecuado para evaluar los

elementos de membranas utilizados en los procesos de endulzamiento de gas natural ya que

30

la ecuación que describe los fenómenos físicos (Hagen-Poiseuille) en el simulador, supone

que los elementos de membranas son porosos, cuya condición no es cierta en las

aplicaciones industriales de dicha tecnología de endulzamiento. Como se menciono al

inicio del capitulo 2, las membranas utilizadas para la remoción de CO2 del gas natural no

operan como filtros, donde las moléculas pequeñas son separadas de las más grandes a

través de un medio poroso. En lugar de esto las membranas funcionan sobre el principio de

solución-difusión a través de una membrana no porosa y semipermeable, donde el CO2

primero se disuelve dentro de la membrana y luego se difunde a través de ésta. Debido a

que la membrana no posee poros, el proceso de separación no es basado en el tamaño

molecular; en lugar de esto cobra importancia la efectividad con la que un componente en

particular se disuelve dentro de la membrana y se difunden a través de la misma, con

respecto al resto de los diferentes componentes co-existentes en la mezcla de gas. La

ecuación que mejor describe estos fenómenos de permeación es la propuesta en base a la

ley de Fick; y es sobre esta que se desarrolla el modelo analítico propuesto en el presente

trabajo de grado.

Ecuación N° 1.5 Ley de Fick para transferencia de masa (medios no porosos)

Donde:

• J flujo molar de CO2 a través de la membrana por unidad de área de membrana

• s solubilidad del CO2 en la membrana

• D coeficiente de difusión del CO2 a través de la membrana

• ? p diferencial de presiones parciales entre el lado de alimentación de la membrana (alta

presión) y el lado del gas permeado (baja presión)

• l espesor de la membrana

• s*D= k = Permeabilidad.

lpDs

J∆

=**

31

La permeabilidad se define físicamente como el producto de la solubilidad por la

difusividad de un componente en el material de las membranas (acetato de celulosa); es un

parámetro que indica cómo un componente en particular se separa y fluye a través del

medio de separación respecto a los demás, y fija tanto el flujo de permeado de un

componente como su selectividad, la misma se calcula tal como se expresa a continuación:

)**(**

11

11 ZPpXPmN

ZFpK

−=

Ecuación N° 1.6 Permeabilidad del Dióxido de Carbono CO2

Donde:

• K1: Permeabilidad del CO2 (MMPCND /bar)

• Fp: Flujo total de la corriente de permeado (MMPCND)

• Z1: Fracción molar del CO2 en la corriente de permeado

• N: Número total de membranas en servicio

• Pm: Presión de Operación de las membranas (barg)

• Pp: Presión de la corriente de gas permeado (barg)

• X1: Fracción molar del CO2 en la corriente de alimentación.

Del mismo modo se plantea una ecuación para determinar la permeabilidad del metano, en

el sistema binario estudiado con el modelo analítico:

))1(*)1(*(*)1(*

11

12 ZPpXPmN

ZFpK

−−−−

=

Ecuación N° 1.7 Permeabilidad del Metano (C1)

Donde:

32

• K1: Permeabilidad del C1 (MMPCND /bar)


• Z1: Fracción molar del CO2 en la corriente de permeado

• N: Número total de membranas en servicio

• Pm: Presión de Operación de las membranas (barg)

• Pp: Presión de la corriente de gas permeado (barg)

• X1: Fracción molar del CO2 en la corriente de alimentación.

Cabe destacar que las permeabilidades aquí expresadas son por unidad de área de

membranas. El diferencial de presión a través de las membranas se calcula entre la presión

del gas alimentado y la presión del gas permeado. Luego, la permeabilidad normalizada es

el cociente entre el valor de permeabilidad calculado en base a la dat real disponible para

cada fecha de análisis entre el primer valor de permeabilidad medido (el del día uno,

cuando las membranas son nuevas).

En lo que respecta al cálculo del porcentaje de separación, a continuación se explica su

formulación matemática:

100**

**

1

11

XFa

YFtXFaR

−=

Ecuación N° 1.8 Porcentaje de separación de CO2 del sistema de endulzamiento

Donde:

• R: Porcentaje de separación del CO2 (%)

• Fa: Flujo total de la corriente de alimentación (MMSCFD)

• Ft: Flujo total de la corriente de gas tratado (MMSCFD)

• Y1: Fracción molar del CO2 en la corriente de gas tratado

33

• X1: Fracción molar del CO2 en la corriente de alimentación

Asimismo se calculan balances de masa por componentes:

ipiTiA zfyfxf +=

Ecuación N° 1.9 Balance de masas por componentes

Donde:

• Fa: Flujo total de la corriente de alimentación (MMPCND)

• Ft: Flujo total de la corriente de gas tratado (MMPCND)

• Y1: Fracción molar del CO2 en la corriente de gas tratado

• X1: Fracción molar del CO2 en la corriente de alimentación


• Z1: Fracción molar del CO2 en la corriente de perneado

La combinación del conjunto de ecuaciones recién señaladas permite la evaluación del

sistema de membranas. Es importante señalar que el modelo propuesto fue cotejado con

data real de la unidad de endulzamiento actualmente en funcionamiento en el campo Yucal

Placer.

1.5.1 Condiciones de base para la simulación del comportamiento de la tecnología de

membranas

Las condiciones establecidas en todos los casos simulados para la tecnología de membranas

son los siguientes:

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

• Flujo de Alimentación del gas: 135MMPCND (capacidad actual Yucal Placer)-

300MMPCND (Proyección de expansión)

34

Rendimiento General (0860 + 0870)

0

4

8

12

16

20

24

28

32

36

40

44

48

52

56

60

64

68

72

76

80

84

12-ju

l

12-a

go

12-s

ep

12-o

ct

12-n

ov

12-d

ic

12-e

ne

12-fe

b

12-m

ar

12-a

br

12-m

ay

Fecha

Val

or

de

Pro

pie

dad

0,0

0,2

0,4

0,6

0,8

1,0

1,2

1,4

1,6

1,8

2,0

2,2

2,4

2,6

Reducción CO2 (%)

Perm.CO2 Normalizada

Perm.C1 Normalizada

kc1

kco2

Rendimiento General (0860 + 0870)

0

4

8

12

16

20

24

28

32

36

40

44

48

52

56

60

64

68

72

76

80

84

12-ju

l

12-a

go

12-s

ep

12-o

ct

12-n

ov

12-d

ic

12-e

ne

12-fe

b

12-m

ar

12-a

br

12-m

ay

Fecha

Val

or

de

Pro

pie

dad

0,0

0,2

0,4

0,6

0,8

1,0

1,2

1,4

1,6

1,8

2,0

2,2

2,4

2,6

Reducción CO2 (%)

Perm.CO2 Normalizada

Perm.C1 Normalizada

kc1

kco2

• Rango de Presión del gas de alimentación: 75bar-80bar. El mismo corresponde a los

parámetros operacionales actuales de Yucal Placer


• Sensibilidad en cada proceso simulado del CO2 del gas alimentación: 10%, 14.4%,

17%, 20% y 25% molar

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

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

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

• Permeabilidad Normalizada del CO2: 0,8

• Permeabilidad Normalizada del C1: 0,9

• Rendimiento: 47%-75%

• Sistema binario: Metano y Dióxido de carbono.

Es importante señalar la limitación del modelo propuesto, ya que los parámetros de

rendimiento y permeabilidades normalizadas aunque provienen de data real, la misma

corresponde a un flujo de gas alimentado equivalente a 55MMPCND.

Figura N° 1.17 Referencias de Permeabilidad y capacidad de separación

35

La Figura N° 1.17 muestra los valores de referencia para estos parámetros y que fueron

considerados en el modelo; los mismo provienen del monitoreo (durante 10meses) de los

parámetros de proceso y el rendimiento mostrado por la unidad de endulzamiento con

membranas instalado en el campo Yucal Placer. Se indica que los valores más

representativos de las variables graficadas, corresponden al segundo mes, posterior al

arranque de la unidad de endulzamiento con nuevos elementos de membranas. En la figura

se observa claramente una estabilización (Plateau) de las variables analizadas.

36

ProcesoVolumen

(MMPCND)%molarCO2

Alimentado%molarCO2

DescargaPérdidas

Hidrocarburos(%)Diámetro

(m)Altura (m)

10 3,64 0,19 2,29 6,7714,4 3,98 0,33 2,59 8,9317 5,03 0,37 2,74 9,6320 3,91 0,51 3,05 11,5725 6,32 0,41 2,74 18,5310 4,00 0,12 2,47 18,87

14,4 5,33 0,16 3,05 22,2917 6,00 0,20 3,20 25,1520 6,00 0,23 3,51 24,1025 6,50 0,29 3,66 28,8710 3,60 9,09 6,55 11,86

14,4 4,53 12,31 7,01 11,8317 3,38 12,57 7,77 12,4920 3,82 14,35 7,93 12,3425 4,24 16,15 8,08 12,4010 5,04 35,47 3,05 9,56

14,4 5,92 38,51 3,35 9,8017 5,98 30,60 3,35 11,4120 6,05 46,89 3,20 6,6525 5,90 49,34 3,35 6,96

DEA 135

MDEA 135

Selexol 135

Rectisol 135

CAPÍTULO 2 - O

CCAAPPÍÍTTUULLOO IIII

RREESSUULLTTAADDOOSS YY DDIISSCCUUSSIIOONNEESS

2.1 RESULTADOS

2.1.1 Simulaciones de los Procesos de Absorción

Una vez finalizadas las simulaciones desarrolladas para evaluar las tecnologías de

endulzamiento del gas natural venezolano (caso Yucal Placer), a continuación se muestran

los resultados obtenidos.

Tabla N° 2.1 Resultados de Simulación (Absorción), 135MMPCND Alimentados

37

ProcesoVolumen

(MMPCND)%molarCO2 Alimentado

%molarCO2 Descarga

Pérdidas Hidrocarburos(%)

Diámetro (m) Altura (m)

10 4,12 0,21 3,66 6,2114,4 4,03 0,32 3,66 6,7517 4,76 0,37 3,96 7,3620 6,12 0,29 4,12 15,8525 6,33 0,46 4,27 17,6010 3,94 0,12 4,40 17,25

14,4 5,04 0,18 4,42 18,0617 6,00 0,20 4,72 18,7620 6,80 0,23 6,25 27,8425 8,00 0,13 3,96 29,9710 4,73 7,59 10,97 13,36

14,4 4,72 11,41 12,95 13,9617 5,42 12,51 13,26 13,8320 6,00 14,67 13,56 13,8825 6,00 16,45 14,48 14,0010 5,93 20,75 4,12 6,68

14,4 5,96 23,40 4,88 8,1117 5,89 24,10 5,03 8,7820 5,94 27,43 5,33 8,9225 5,96 29,31 5,49 9,41

DEA 300

MDEA 300

Selexol 300

Rectisol 300

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

La información mostrada en las siguientes tablas corresponde con las descargas de CO2

resultantes en el gas tratado, para distintos contenidos de CO2 y volumen de gas (en la

alimentación) considerados en las sensibilidades realizadas con los procesos estudiados.

Adicionalmente, se incluyen las pérdidas de hidrocarburos (%volumen) y las dimensiones

de las torres de absorción (diámetro, altura). Los valores destacados con las casillas color

verde oliva, corresponden a las opciones incluidas en el mapa de selección técnica,

posterior al análisis de todos los resultados entre si, para condiciones de proceso similares.

Asimismo, las casillas en blanco corresponden con los casos en donde no solo logra la

especificación del %CO2 =6%molar en el gas tratado, y que posteriormente se consideraron

en las soluciones híbridas simuladas

2.1.2 Simulaciones con el modelo analítico desarrollado para la predicción del

comportamiento de la tecnología de membranas

Las tablas a continuación, muestran los resultados obtenidos de la simulación del

funcionamiento de la tecnología de membranas, en base al modelo analítico descrito en la

38

ProcesoVolumen


%molarCO2

DescargaPérdidas

Hidrocarburos(%)

10 6,00 8,6614,4 8,81 8,6417 10,53 8,6320 12,56 8,6225 16,07 8,6010 4,22 8,62

14,4 5,55 8,5917 7,50 8,5820 9,01 8,5725 11,66 8,5510 3,11 8,53

14,4 4,63 8,5017 5,58 8,4920 6,00 8,4825 8,77 8,46

Membranas 4 Trenes

135

Membranas 2 Trenes

135

Membranas 3 Trenes

135

ProcesoVolumen

(MMPCND)%molarCO2

Alimentado%molarCO2

DescargaPérdidas

Hidrocarburos(%)

10 5,96 8,7614,4 8,88 8,5517 10,61 8,5420 12,65 8,5225 16,18 8,5110 3,67 8,71

14,4 5,45 8,6817 6,56 8,6720 7,89 8,6625 10,25 8,6410 4,00 8,53

14,4 5,93 8,5017 7,13 8,4920 8,57 8,4825 11,10 8,46

Membranas 4 Trenes 300

Membranas 2 Trenes

300

Membranas 3 Trenes 300

sección 1.7. Las mismas incluyen el %CO2 del gas tratado, las pérdidas de hidrocarburos

(%volumen), y el número de trenes evaluados en las sensibilidades realizadas.

Tabla N° 2.3 Resultados de Simulación (Membranas), 135MMPCND Alimentados

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

2.1.3 Soluciones híbridas

Otra de las alternativas evaluadas, consistió en simular procesos híbridos (absorción física y

química) para aquellos casos en donde las simulaciones previas para las aplicaciones

39

individuales de dicho procesos, proporcionaron descargas de CO2 en el gas tratado mayor al

6%molar (parámetro establecido por el autor para establecer un criterio de rendimiento de

las tecnologías de endulzamiento evaluadas). Las consideraciones establecidas para llevar a

cabo las simulaciones para los procesos híbridos, corresponden con una configuración en

paralelo en donde la distribución del flujo de alimentación fue de 50%-50% para cada

proceso (metanol + absorción química).

Los casos simulados bajo este concepto son los siguientes:

• Alimentación de 135MMPCND y 25%CO2: MDEA + RECTISOL

• Alimentación de 300MMPCND y 20%CO2: MDEA + RECTISOL y DEA + RECTISOL

• Alimentación de 300MMPCND y 25%CO2: MDEA + RECTISOL y DEA + RECTISOL.

La siguiente figura muestra el diagrama de flujo general construido en PRO II para simular

los procesos híbridos.

Figura N° 2.1 Diagrama de Flujo para los procesos Híbridos

No se consideraron configuraciones híbridas con membranas debido a la limitación

impuesta por la data disponible para esta tecnología, la cual corresponde con 55MMPCND;

de este modo cualquier resultado obtenido no podría ser validado. Seguidamente se

muestran los resultados obtenidos al simular los procesos híbridos en PRO II.

40

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

Proceso A Proceso BVolumen


%molarCO2 Descarga A

%molarCO2 Descarga B

%molarCO2 Descarga TOTAL

Diámetro A (m) Diámetro B (m) Altura A (m) Altura B (m)Pérdidas

Hidrocarburos A (%)Pérdidas

Hidrocarburos B (%)

7,15 0,50

8,20 0,40

DEARECTISOL 135 9,6925 5,12 6,33 13,40

RECTISOL MDEA 135

5,74 2,59 3,20

25 5,14 6,56 5,86 11,832,59 3,05 8,82

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






Diámetro A (m) Diámetro B (m) Altura A (m) Altura B (m)Pérdidas

Hidrocarburos A (%)Pérdidas

Hidrocarburos B (%)

20 5,71 6,34 6,03 3,51 4,57 6,90 9,77 7,04 0,3125 5,97 6,08 6,02 3,66 4,88 7,06 9,96 8,00 0,4020 5,72 6,00 5,86 3,51 4,72 6,90 9,79 8,12 0,3025 5,82 6,22 6,02 3,66 4,88 7,11 9,79 7,02 0,40

DEA 300RECTISOL

RECTISOL MDEA 300

41

2.2 CONSTRUCCIÓN DEL MAPA TÉCNICO

La actividad central del presente trabajo de grado considera la elaboración de un mapa

técnico, que basado en las simulaciones desarrolladas con PRO II y el modelo analítico

para la tecnología de membranas, permite identificar las distintas zonas de operación donde

cada tecnología de endulzamiento es más adecuada. Todo esto en función de los

requerimientos de entrada y salida del proceso a implementarse, constituyendo un aporte de

criterios para la ingeniería conceptual o básica, asociada a la necesidad de seleccionar

procesos adecuados para el endulzamiento del gas natural venezolano (Caso Yucal Placer);

en función de su composición, condiciones de operación (presión y temperatura),

volúmenes de gas procesado y las especificaciones de venta (norma COVENIN 3568-

2:200). Comprendiendo que el compromiso de garantizar las especificaciones de

comercialización de gas constituyen un punto neurálgico para las compañías operadoras y

previendo además ajustes en los indicadores actuales con respecto al contenido de CO2 en

el gas de venta, se ha establecido un criterio más riguroso, en el cual se determina que las

tecnologías simuladas deben ofrecer una descarga de CO2 = 6%molar en el gas tratado para

poder cumplir en primera instancia con la preselección técnica y ser incluidos en el mapa

de selección. Posteriormente, las tecnologías que satisfagan la condición anterior serán

cuestionadas en una segunda exigencia, relacionada a que solo son aceptadas perdidas de

hidrocarburos con respecto al gas alimentado = 8.75% volumen. Si existiesen aun

competencias técnicas se considera un tercer criterio de selección relacionado (en el caso de

los procesos de absorción química y física) con las dimensiones de las columnas

contactoras (mínimos diámetros y espesores) y para la tecnología de membranas con el

menor numero de trenes para lograr las dos primeras especificaciones impuestas. A

continuación se resumen las hipótesis consideradas para la construcción del mapa técnico:

• Todos los procesos deben tener una descarga = 6% molar de CO2, para poder cumplir

en primera instancia con la preselección técnica. El %CO2 impuesto para el gas tratado,

considera la intención manifiesta por parte de los organismos de regulación de estado

venezolano de establecer condiciones más restrictivas para este parámetro de

comercialización. Este requerimiento más riguroso que el impuesto actualmente por la

42

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

• Las pérdidas de hidrocarburos permitidas serán =8.75% volumen. Este valor es la

referencia contractual actual entre YPergas.S.A y el fabricante (GRACE) de los trenes

de membranas instalados en el campo Yucal Placer.

• Si más de un proceso cumple con las consideraciones anteriores para el mismo

contenido de CO2 y flujo en la alimentación, se tendrá preferencia por aquel que

alcance la especificación con el menor diámetro y menor altura de la columna de

absorción (en el caso de membranas, se considera el menor numero de trenes)

• La concentración de H2S en el gas procesado será = 12pmm (para una concentración

fija en la alimentación de 25ppm)

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

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


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

Una vez implementados estos criterios sobre los resultados obtenidos con las simulaciones

de los procesos estudiados, se obtiene el mapa técnico mostrado a continuación.

Una vez implementados estos criterios sobre los resultados obtenidos con las simulaciones

de los procesos estudiados, se obtiene el mapa técnico mostrado a continuación.

43

Contenido CO2 a la Descarga = 6% molar

7

11

15

19

23

27

100 135 170 205 240 275 310 345 380

Flujo de Alimentación (MMPCND)

%m

ola

r C

O2

Alim

enta

ció

n

300

MEMBRANAS (2Trenes)

MEMBRANAS (4Trenes)

DEA

Leyenda

MEMBRANAS (3Trenes)HIBRIDO(MDEA-RECTISOL)

HIBRIDO(DEA-RECTISOL)

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

44

2.3 DISCUSIÓN DE LOS RESULTADOS OBTENIDOS DE LAS

SIMULACIONES

Posterior a la descripción desarrollada en la sección anterior, es conveniente analizar los

resultados presentados en las Tablas N°.2.1 a la 2.6, en base a los cuales se construyo el

mapa de selección técnica para los procesos de endulzamiento del gas natural venezolano

(Figura N°.2.2). Dicha información, permite plantear y discutir los aspectos más

importantes relacionados con las tecnologías mostradas en el mapa de selección, sus

implicaciones técnicas, ventajas y las desventajas generales de cada proceso. Asimismo, se

mencionan las razones técnicas que justificaron el descarte de algunos de los procesos de

endulzamiento simulados; limitando su inclusión en el mapa de selección técnica.

En primera instancia la discusión se enfoca en términos generales, considerando el rango de

hipótesis (descritas en secciones previas) sobre las cuales se desarrollaron las simulaciones.

Posteriormente se consideran las características particulares del caso de estudio, y en

función de las tecnologías de endulzamiento sugeridas en el mapa, se plantean las

conveniencias de su aplicación para las condiciones de proceso del campo Yucal Placer.

En términos generales, la Figura N°.2.2 muestra un predominio importante (área negra del

mapa) del proceso de absorción química, mas específicamente con el uso de soluciones

acuosas de DEA (entre 50-65% en peso), para todos los casos simulados como proceso

individual (sin considerarlo en configuraciones híbridas). Seccionando en el mapa las áreas

específicas que conforman esta preponderancia de las soluciones DEA, se observa que

cuando la concentración (%molar) de CO2 en el gas de alimentación se encuentren

aproximadamente entre 7-9%, y considerando el rango total del flujo de gas alimentado con

validez en el mapa (entre 125MMPCND y 310MMPCND); las soluciones de DEA no

enfrentan competencias técnicas con otros procesos de endulzamiento. Adicionalmente, el

planteamiento anterior resulta equivalente para los siguientes casos:

45

Tabla N° 2.7. Predomino de las soluciones de DEA como proceso individual

%molar CO2 alimentación Flujo alimentación (MMPCND)

10-11 275-310

17-21 195-250

17-20 250-310

21-24 125-250

24-26 125-135

De igual modo, se presentan zonas del mapa donde el proceso de endulzamiento basado en

fenómenos de transferencia de masa (membranas) cumplen técnicamente al igual que las

soluciones DEA, con las exigencias de endulzamiento impuestas para alcanzar las

condiciones de venta del gas natural, (6%CO2 molar, 7lb H2O/MMPCND y 12ppm H2S

molar). La siguiente tabla resume las áreas del mapa donde se presentan competencias

técnicas entre las soluciones de DEA y las distintas configuraciones de endulzamiento con

membranas:

Tabla N° 2.8. Zonas de competencias técnicas entre soluciones DEA y membranas.

Membranas (numero de trenes) CO2 alimentación (%molar) Flujo alimentación (MMPCND)

2 9-12 125-310

3 12-16 120-200

4 17-21 125-200

4 12-17 200-310

Asimismo, se presenta dos zonas dentro del mapa (área roja y amarilla) donde las

soluciones de DEA como proceso individual no cumple los requerimientos técnicos

demandados, sin embargo, combinar DEA o MDEA con solventes físicos (configuraciones

híbridas) puede representar una alternativa de endulzamiento en dichas áreas:

46

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

Proceso %molar CO2 alimentación Flujo alimentación (MMPCND)

MDEA 20-26 250-310

DEA 24-26 135-250

Si se comparan los resultados mostrados en las Tabla N°.3.1 (procesos de absorción), para

las simulaciones correspondientes a un contenido de CO2 igual al 10%molar y

135MMPCND de gas alimentado; todos los procesos cumplen con la primera

especificación para su inclusión en el mapa (contenido de CO2 en el gas tratado = 6%

molar). En vista de que se plantea una competencia tecnológica, se debe evaluar el segundo

parámetro inserción en el mapa relacionado con las pérdidas de hidrocarburos calculadas

para cada proceso. El análisis de dicho parámetro resulta de interés, ya que en primer lugar

los hidrocarburos que se arrastran con las soluciones o solventes puros empleados en los

procesos de absorción, disminuyen el % (volumen) del gas que pudiera venderse.

Adicionalmente el gas tratado tendrá menor poder calorífico al ceder una fracción del

componente metano que pudo conformar la corriente de gas de venta, pero que resulta

absorbido en el proceso, representando perdidas.

Al comparar los resultados de este parámetro se observa que los en los casos simulados con

los procesos de absorción física, el solvente RECTISOL en base a metanol (35.47%)

sobrepasa con creces el limite mínimo impuesto para perdidas = 8.75%; mientras el

solvente SELEXOL (en base a Dimetil Éter de Glicol Polietileno) aun cuando reporta

perdidas equivalentes a 9.09%, las mismas no resultan comparables con las registradas para

los procesos de absorción química (menores al 0.2%). Ya descartados los procesos de

absorción física, y comparando las perdidas de hidrocarburos entre las soluciones de DEA

(0.19%) y MDEA (0.12%), se observa que ambos proceso se ajustan a la norma impuesta

para este parámetro, por lo que al mantenerse las competencias técnicas entre los procesos

de absorción química; se debe considerar entonces un tercer criterio de selección, en base a

las dimensiones de las columnas de absorción (mínimos diámetros y espesores). En este

caso las soluciones DEA deberían seleccionarse para las características del gas alimentado

(con respecto al %CO2 y volumen), pero con pequeñas diferencias con las soluciones de

47

MDEA en los diámetros de las torres de absorción y la separación de los platos que

conforman las etapas de absorción (ver información en el apéndice C). Asimismo, al

observar el número de etapas totales y las alturas resultantes en cada proceso, las soluciones

DEA son beneficiadas.

Por otra parte al evaluar los resultados obtenidos con la tecnología de membranas

correspondientes a un contenido de CO2 igual al 10%molar y 135MMPCND de gas

alimentado, las especificaciones de inclusión se alcanzan para una configuración de dos (2)

y tres (3) trenes en paralelo. La menor cantidad de trenes de una vez sugiere con claridad la

opción a incluirse en el mapa, para las condiciones del gas alimentado. Además que los dos

trenes de membranas muestran menores perdidas de hidrocarburos. Criterios similares son

aplicados para los casos donde la alimentación de gas es de 300MMPCND para los

procesos de endulzamiento estudiados; resultando nuevamente favorecido el proceso de

absorción química con soluciones de DEA y la tecnología de membranas pero con

configuraciones que demandan una mayor cantidad de elementos, que permite a su vez un

área mayor de separación de los componente ácidos del gas. Los casos generales donde

existen competencias tecnológicas entre las soluciones de DEA y las membranas se

discutirán mas adelante, al implementar la metodología de selección al caso de estudio,

campo Yucal placer, pues casualmente el mapa sugiere esta situación de doble alternativa

de endulzamiento para cumplir con las especificaciones de venta.

Aunque los parámetros de construcción del mapa no consideran aspectos cualitativos entre

los procesos estudiados, es provechoso hacer un alerta en base observaciones no

cuantificables entre las soluciones DEA y MDEA desde el punto de vista del proceso, ya

que ambas soluciones presentan beneficios muy equivalentes (ver detalles de estos procesos

en el apéndice A). Al contacto con una solución de MDEA el H2S reacciona

inmediatamente, lo que implicaría que la mayoría de las etapas de absorción donde ocurren

las reacciones químicas, se emplearan para la separación de CO2 del gas ácido alimentado.

MDEA por ser una amina terciaria, no presenta en su molécula el átomo de hidrógeno

unido directamente al átomo de nitrógeno (como es el caso de DEA). Esto tiene un impacto

importante en la reacción química entre el CO2/MDEA, ya que se inhibe la formación de

sales de carbonatos que es importante para las aminas primarias y secundarias (DEA);

48

mientras la formación de bicarbonatos de fácil remoción de la solución rica en gases ácidos

absorbidos, se convierte en la única reacción importante. En otras palabras el mayor

número de etapas requeridas en las soluciones de MDEA para la remoción se compensaran

con los beneficios de reducir los requerimientos de regeneración de dichas soluciones, por

la formación de sales estables al calor. Por otra parte resulta interesante el uso de MDEA

para la remoción de CO2 debido a su bajo calor de reacción con este compuesto (ahorro de

energía en la sección de regeneración); garantizándose la reconstitución de la solución rica

que sale del absorbedor en una solución pobre con un contenido insignificante de CO2 y

menores cantidades de solventes deben ser restituidas por perdidas en la sección de

regeneración. Caso contrario ocurre para regenerar las soluciones de DEA ya que además

de los altos requerimientos de calor para revertir las reacción de formación de las sales

estables, mayor cantidad del solvente debe ser repuesto por perdidas asociadas con la

aplicación de calor en si, ya que la solución de DEA se evapora en la regeneradora mientras

se intenta revertir la formación de sales. En estos casos donde las sales formadas

(resistentes al calor aplicado) no pueden ser regeneradas, deberá implementarse una unidad

de intercambio iónico con las sales formadas lo que adicionada un componente al proceso

de difícil control. Aun cuando las soluciones MDEA son descartadas en la mayoría de las

áreas del mapa de selección técnica, el estudio cuantitativo de los argumentos recién

expuestos, pudiera constituir un elemento adicional valido para decidir la inclusión de las

soluciones MDEA. Pero al momento, estos parámetros no pueden contabilizarse y además

no forman parte de las bases de diseño del mapa; por lo cual al representar solo

observaciones cualitativas del autor, se ratifica la inclusión de las soluciones DEA y el

descarte de las soluciones MDEA.

2.4 METODOLOGÍA PARA SELECCIONAR TECNOLOGÍAS DE

ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL VENEZOLANO

Una vez generado el mapa presentado en la Figura N° 2.2 es conveniente discutir la

metodología de selección de las tecnologías de endulzamiento presentadas en el presente

trabajo de grado. Como primera preselección se utiliza el mapa técnico a partir de los datos

49

de %molar del CO2 en la alimentación, volumen de gas alimentado (MMPCND), presión y

temperatura operación, para determinar los procesos de endulzamiento que cumplen las

condiciones del gas tratado establecidas. Luego se verifica y afina la preselección hecha,

con ayuda de las bases de datos programadas en la hoja de cálculo interactiva presentada

en la interfaz grafica de Microsoft EXCEL (ver apéndice B para instrucciones de uso),

podrá obtener opciones basadas en cuatros parámetros que caracterizan el gas alimentado al

proceso de endulzamiento:

• %molar del CO2 alimentación

• Volumen de gas en MMPCND alimentación

• Presión operación

• Temperatura operación

La programación desarrollada en la hoja de cálculo permite de forma automática asociar las

características ingresadas (correspondientes con el gas de alimentación), con un área en el

mapa, donde alguna de las tecnologías consideradas permita alcanzar las especificaciones

de venta deseadas.

Finalmente y en caso de existir competencias tecnológicas, se sugiere desarrollar la

evaluación económica considerada en la hoja de cálculo, la cual permite obtener ordenes de

magnitud aproximados, asociados con los costos de inversión capital, operación y

requerimientos de energía de los distintos procesos de endulzamiento.

2.4.1 Referencias económicas de los Procesos de endulzamiento

Si posterior a la preselección técnica las tecnologías de endulzamiento en función del mapa

descrito en la sección anterior, existen competencias tecnológicas para un mismo %molar

de CO2 y flujo alimentado (más de un proceso técnicamente preseleccionado) el diseñador

podrá considerar referencias económicas asociadas a cada procesos, y establecer

comparaciones que le ayudaran a definir el proceso de endulzamiento de su conveniencia

(ver apéndice A). Las mismas se describen a continuación:

50

Tabla N° 2.10 Referencias Económicas para los procesos de endulzamiento

Referencias Económicas

Inversión Inicial (CAPEX)

Gastos Operacionales (OPEX)

Requerimiento Energético

Se asigna un valor de referencia a cada proceso en Kw

En base dichas referencias, se dispondrán de órdenes de magnitud o parámetros de

comparación entre los procesos para tener un criterio económico (estimación clase 5 de

precisión ±50%, ver Apéndice A); que constituirá un elemento adicional para la selección

de tecnologías de endulzamiento. Cabe destacar que los alcances de este trabajo no

consideran realizar un análisis económico exhaustivo, y solo pretende suministrar

referencias de costo de material (calculadas con tablas de costos estimados según criterios

del IFP en función del peso de los equipos de endulzamiento, Apéndice A), para señalar el

impacto de implementación de las tecnologías seleccionadas. Los aspectos técnicos

señalados previamente tendrán mayor peso para la selección. Es conocida la importancia de

las variables económicas para la implementación final de cualquier proyecto, y en vista de

la heterogeneidad de criterios propios de cada compañía para establecer costos estimados,

los elementos referidos a continuación buscan una base común que posteriormente podrá

ser particularizada (por ejemplo de acuerdo al material que desee utilizarse) a los criterios

de gastos de cada compañía:

• Inversión Inicial (CAPEX): Para el caso de los procesos de absorción química y física, la

inversión capital se asocia con el peso en toneladas de los equipos principales (torre de

absorción y regeneración), cuyos valores son resultados de las simulaciones de PRO II.

En el caso de las membranas se estimaron los costos de instalación de estos equipos en

base a la experiencia actual de Ypergas.S.A

51

Torre de Absorción

•Aero enfriadores• Bombas

Balance de Energía(Kw)

Utilidades•Aero enfriadores• Bombas•Compresores•Iluminación

Otros•Calentadores eléctricos• Bombas

Torre de Absorción•Aero enfriadores• Bombas

Balance de Energía(Kw)

Utilidades•Aero enfriadores• Bombas•Compresores•Iluminación

Otros•Calentadores eléctricos• Bombas

• Gastos Operacionales (OPEX): Para el caso de los procesos de absorción química y física,

se estiman en función de la necesidad de reposición del solvente utilizado debido a las

perdidas propias del proceso (arrastre con el gas tratado, evaporación, etc.), para ello se

asigna un consumo diario de solvente en litros. En el caso de las membranas (según

estimación del fabricante), los elementos deben reponerse en un 20% anual del total

instalados.

Energía requerida, Kw/año: En el caso de los procesos de absorción se estima el consumo

de energía eléctrica de los equipos dispuestos en las áreas de procesos, utilidades asociadas,

drenajes abiertos y cerrados, como se describe a continuación:

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

• Flexibilidad operacional: Aunque es impuesta por los requerimientos propios de los

procesos, es la compañía operadora quien determina su capacidad de ajustarse al

menor tiempo y costo a nuevas condiciones de operación (se pueden requerir

cambios en las instalaciones, si ya existen alguna tecnología de endulzamiento en

operación). Las particularidades de cada proyecto sugieren que el usuario podrá

definir la capacidad de adaptación de algún proceso a cambios en las parámetros de

operación (%molar CO2 alimentación, etc.), y poder cumplir con los requerimientos

energéticos o características del gas de venta. Asimismo, pudiera asociarse la

flexibilidad operacional con la facilidad de suministrar y mantener los

requerimientos de operación (repuestos, solventes, etc).

52

2.4.2 Programación de la metodología en una hoja de cálculo interactiva

Con la intención de aprovechar los recursos electrónicos y de computación, a fin de

optimizar la implementación de la metodología desarrollada en el presente trabajo de grado;

se han programado bases de datos contentivas con los resultados obtenidos de las

simulaciones con PRO II, el modelo analítico para membranas y las referencias económicas

(CAPEX, OPEX, etc.) que permitieron a su vez elaborar el mapa técnico de selección. A

través de la interfaz visual de una hoja de calculo Excel, el usuario de la metodología podrá

obtener las opciones técnicas de endulzamiento sugeridas en el mapa, posterior a ingresar la

data de proceso solicitada (%molar CO2 alimentado, presión, temperatura y flujo de gas de

alimentación) necesaria para realizar la consulta. Como se mencionó, las opciones técnicas

que resulten preseleccionadas permiten acotar la escogencia de tecnologías de

endulzamiento para condiciones específicas de proceso, permitiendo al usuario enfocarse

en un estudio mas detallado (con menos alternativas entre las disponibles) en función del

contexto del proyecto a implementarse y lograr la selección definitiva. En el anexo b, son

descritas las instrucciones de uso de la hoja de cálculo.

2.5 EL CASO DE ESTUDIO

YPERGAS es una empresa venezolana pionera en la exploración, producción y

comercialización industrial de gas libre. Conformada para operar el campo de gas

venezolano Yucal Placer Norte y Sur en el Estado Guárico, el cual tiene reservas por el

orden de los 2 billones de pies cúbicos de gas. La misión de la empresa es contribuir con el

crecimiento energético venezolano, a través de las mejores técnicas de exploración y

producción de gas natural no asociado, respetando el medio ambiente y fomentando un

desarrollo sostenible dentro de las comunidades vecinas. Actualmente la empresa tiene su

sede administrativa y gerencial ubicada en Caracas en la Torre Hewlett-Packard de Los

Palos Grandes. Igualmente cuenta con una sede de logística para las operaciones de campo

adyacente a las unidades de producción en Guárico.

53

2.5.1 Génesis

El 29 de junio de 2001, el Ministerio de Energía y Minas de Venezuela declaró a la

asociación TRIO YUCAL PLACER ganadora de las licitaciones para las licencias de los

bloques de gas de Yucal Placer Norte y Yucal Placer Sur (Estado Guárico). Con el

otorgamiento de estas licencias de exploración, producción y comercialización de gas no

asociado, se inicia la apertura del gas decidida por el gobierno de Venezuela.

2.5.2 Localización e historia de las instalaciones

Los bloques de Yucal Placer comprenden una superficie de 1.811 Km2 y están ubicados al

norte del estado Guárico, cerca de la localidad de Altagracia de Orituco, 150 Km. al sur de

Caracas. La estratigrafía del campo encuentra las formaciones geológicas “La Pascua” y

“Roblecito” de edad paleogénica y se tiene conocimiento de la existencia de al menos cinco

yacimientos. Este campo de gas libre (no asociado con petróleo crudo) fue explotado entre

1950 y 1989 con poca intensidad; en ese período se extrajeron cerca de cuarenta millardos

de metros cúbicos de gas. El cierre de sus operaciones coincidió con el descubrimiento de

grandes campos de petróleo con gas asociado en el oriente del país.

Figura N° 2.4 Localización del campo Yucal Placer

El desarrollo de los bloques Yucal-Placer se concibe por etapas para una mejor evaluación

del campo y de sus potencialidades durante la primera fase. Esta modalidad permite la

54

introducción progresiva de gas natural en el mercado, sin necesidad de saturarlo, pero

satisfaciendo adecuadamente el incremento de la demanda. Este incremento se espera

aumente en un 85% en los próximos veinte años. En las etapas de desarrollo del campo se

llevarán a cabo campañas de sísmica, perforación de nuevos pozos y la construcción de

estaciones de recolección, de unidades de procesamiento del gas y de líneas de flujo. De

acuerdo al plan de desarrollo, las fases están programadas como se indica a continuación:

2.5.3 Esquema de Producción Temprana (EPS)

Consiste en una producción inicial aproximada de 100MMPCND, en la cual se deshidrata el gas y

se despacha a través de una tubería a la estación de compresión al norte de los bloques. Con esta

fase se podrá adquirir la mayor cantidad posible de información de los yacimientos que no han sido

hasta ahora evaluados.

Figura N° 2.5 Alcance de la fase de producción temprana (EPS)

A esta primera etapa se la ha llamado “Fase EPS” o Esquema de Producción Temprana

¨Early Production Scheme - EPS¨. El proyecto plantea grandes retos técnicos, dada la difícil

productividad de los pozos, la alta concentración de CO2 y elevadas temperaturas de los

yacimientos. El gas está compuesto básicamente por metano de concentración molar

superior al 80% y adicionalmente es considerado como muy ácido debido a la alta

concentración de H2S presente en la mezcla (20ppm molar promedio aproximadamente)

55

2.5.4 Descripción de las instalaciones de EPS

La planta esta constituida por dos macollas principales: N1 y S1, y una planta central de

procesamiento ¨Central Process facilities- CPF ¨ adyacente a la macolla N1 que comprende

la unidad de tratamiento y los servicios asociados. Un gasoducto de 10” comunica a la

macolla S1 con CPF con una longitud de aproximadamente 17 Km., y un segundo

gasoducto que une CPF con el punto de entrega del gas a PDVSA, la nueva planta de

Altagracia (NPA), con una longitud de 24.5 Km.

2.5.4.1 Macolla S1

La macolla S1 (es manejada vía remota desde la planta de tratamiento) tiene 2 pozos y esta

diseñada para manejar un flujo de 80MMPCND.

2.5.4.2 Macolla N1

Esta macolla esta localizada adyacente a la CPF y esta diseñada para una capacidad de

80MMPCND con 3 pozos productores. La energía y los servicios requeridos son suplidos

directamente desde las instalaciones de CPF.

2.5.4.3 Conexión NPA

Estas instalaciones están localizadas cerca de la red existente de PDVSA, a

aproximadamente 8 Km. aguas arriba de la estación de compresión ¨Altagracia¨ de

PDVSA. Está equipada con un sistema de medición y la electricidad proviene del suplidor

local CADAFE. Esta protegida con un venteo frío y los “tie-in” con PDVSA fueron

realizados a través de “hot taps” en cada una de los gasoductos de PDVSA (LANA 36” y

NURGAS 30”)

2.6 APLICACIÓN DE LA METODOLOGÍA DE SELECCIÓN DE

TECNOLOGÍAS AL CASO DE ESTUDIO, CAMPO YUCAL PLACER

En función de los parámetros del gas de alimentación que deben ingresarse para ejecutar la

metodología, a continuación se mencionan las características del gas producido en el campo

56

Yucal placer:

• Presión 80bar

• Temperatura 50C

• Contenido de CO2: 14.5%

• Volumen de gas alimentado: 135MMPCND

Empleando la metodología considerada en el mapa técnico como la programada en la hoja

de cálculo (descrita en la sección 3.4.2), resulta que los parámetros de proceso y las

características del gas del campo Yucal Placer se ubican en una zona del mapa donde las

opciones tecnológicas corresponden con la tecnología de membranas (3 trenes en paralelo)

y los procesos de absorción química (soluciones DEA). Dichas tecnologías de

endulzamiento plantean una competencia tecnológica entre si, por lo que deben

considerarse las referencias económicas establecidas en la sección 3.4.1 para las

tecnologías técnicamente preseleccionadas; resultando la tecnología de membranas la que

demanda una menor inversión inicial de capital y sin requerimientos de energía para su

funcionamiento, ya que la fuerza motriz del proceso de permeación es la presión propia del

gas alimentado que permite establecer una importante caída de presión entre el punto de

alimentación y la zona donde el gas ácido es permeado. De este modo se seleccionan los

tres trenes de membranas (3), que en caso de ser instalados se aprovecharían las

instalaciones existentes en el campo Yucal Placer (2 trenes), requiriendo entonces la

instalación de sólo un tren adicional y garantizar las características del gas tratado

consideradas en el mapa. Es importante destacar que a pesar que las soluciones DEA son

descartadas, los costos operativos de estas unidades son menores que los requeridos para las

membranas.

Debido a que a la unidad de endulzamiento del Campo Yucal Placer debe adicionársele un

tren de membranas para cumplir con la solución técnica sugerida en el mapa, resulta

conveniente discutir sus características de funcionamiento actual y la problemática

operacional asociada, en base a la evaluación de dicha unidad realizado durante el tiempo

de ejecución del proyecto de grado.

57

SLUG CATCHERS1

POZOSPOZOS

N1 FILTRO POLISHING

FLARE

SEPARADOR DE AGUA

LIBRE

AIR COOLER

AIR COOLER

PROCESOENDULZAMIENTO


FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO

PRE-TRATAMIENTO MEMBRANASPLA-

(19-20-22)

PLA-(13-21)

FASE INICIAL

NPAPATIN 0860

PATIN 0870WATER

FLASH DRUM

CO

NT

AC

TO

RA

60% CO240% CH4

SLUG CATCHERS1

POZOSPOZOS

N1 FILTRO POLISHING

FLARE

SEPARADOR DE AGUA

LIBRE

AIR COOLER

AIR COOLER



FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO

PRE-TRATAMIENTO MEMBRANASPLA-

(19-20-22)

PLA-(13-21)

FASE INICIAL

NPAPATIN 0860

PATIN 0870WATER

FLASH DRUM

CO

NT

AC

TO

RA

CO

NT

AC

TO

RA

60% CO240% CH4

CalentadorBy-passarranque

2.6.1 Unidad de Endulzamiento

Previo al monitoreo implementado durante el desarrollo del trabajo de grado, el sistema de

endulzamiento estaba configurado para ser alimentado de dos fuentes:

• Torre de deshidratación por TEG 80%.

• Separador de Agua Libre.

El gas proveniente de estos equipos se enviaba posteriormente en un sistema de pre-

tratamiento (filtros y calentador) para finalmente ingresar a los trenes de separación

(membranas) de endulzamiento como se muestra en la figura.

Figura N° 2.6. Diagrama inicial de proceso de la unidad de Membranas

La torre de deshidratación tiene una capacidad nominal de manejo de flujo de

100MMPCND y el separador de agua libre de 35MMPCND, que totalizan 135MMPCND

de flujo de gas a ser tratado. La unidad de endulzamiento presenta la siguiente

configuración:

• 1 tren de pre-tratamiento de 4,2m x 9,1m x 4,9m contentivo de un filtro coalescente con

volumen de 1,45 m3, Filtro de carbón activado con volumen de 8,0 m3 y Filtro pulidor

con volumen de 1,38 m3

• 1 tren de 3m x 1,0m x 3,65m contentivo de un calentador de gas con una carga térmica de

1,87 MW

58

• 2 trenes de membranas de igual configuración: 6 bancos de 4 tubos en cada tren. A su

vez, en cada tubo hay 8 elementos de membranas, lo que totaliza 48 tubos y 384

elementos de membranas. Cada tren tiene las siguientes dimensiones: 3,0m x 12,1m x

3,65m. El volumen total de los tubos es: 20,12 m3.

• Un separador de agua libre con un volumen de 1,5 m3, para el manejo de un caudal

estimado de líquidos de 400 lt/h

Un mechurrio con una estaca de 10 m de altura y 16” de diámetro para el manejo del gas de

cola, diseñado para un flujo de gas de 20,42MMPCND con una concentración de H2S de

80ppm, si bien las condiciones normales de operación deberían ser levemente inferiores a

estos valores.

Figura N° 2.7 Unidad de “endulzamiento” por Membranas actualmente en operación

La unidad de endulzamiento ha sido diseñada según las siguientes características:

• Máxima Alimentación: 135MMPCND

• Flujo Exportación: 118MMPCND

• Flujo Permeado: 17MMPCND

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

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

59

• Composición H2S en la alimentación: 19ppm molar

• Composición H2S en gas de exportación: = 12ppm molar

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

Para alcanzar las especificaciones en el gas tratado según la norma COVENIM, el

fabricante de las membranas instaladas en el campo Yucal Placer (GRACE-Kvaerner),

indica que la máxima concentración de CO2 y H2S en la alimentación no deben superar los

valores de 15,1% y 22ppm respectivamente. Para esta configuración, GRACE pronosticaba

pérdidas de hidrocarburos en el sistema de 5,5%, mas las condiciones actuales de

operación, indican que el contenido de CO2 en el gas alimentado de 14,77% y 19ppm de

H2S con pérdidas de hidrocarburos cercanas al 8,5%.

En general el sistema de endulzamiento está concebido para distribuir el flujo alimentado

en partes iguales a través de los trenes de membranas, es decir, cada uno procesa el 50% del

flujo alimentado. La capacidad máxima de manejo de gas por tren es de 65MMPCND,

hasta un máximo de 70MMPCND para obtener gas dentro de las especificaciones. El gas

que alimenta el sistema de membranas se encuentra saturado a 40°C, es por ello la

necesidad de sobrecalentarlo hasta 55°C y evitar de este modo la condensación de agua en

las membranas. Para ello se dispone de un calentador el cual permite establecer un

diferencial de temperatura entre el gas que entra y el que sale del calentador (1-H0850) de

aproximadamente 15°C. Para una operación adecuada, la temperatura de salida del

calentador no deberá exceder los 75°C (entre la salida del calentador y la alimentación de

las membranas se estima una reducción de temperatura de 3°C). Está comprobado que la

permeabilidad de la membrana varia proporcionalmente a incrementos de temperatura; esto

significa que a mayor temperatura, mayor la cantidad de CO2 y H2S se separará del gas a

exportar; de este modo hay que considerar adecuadamente este comportamiento, debido a

que incrementos de la permeabilidad implica también aumentos en las pérdidas de

hidrocarburos. Cada vez que ocurra una parada no programada, el gas contenido dentro de

las membranas llegará a un valor de presión de 3,45barg el cual es el mínimo requerido

para garantizar una presión de permeado de 1barg justo aguas debajo de las membranas y

asegurar de esta forma el flujo de esta corriente hacia el mechurrio.

60

Desde su arranque a mediados de diciembre de 2004, las membranas fueron perdiendo

eficiencia en su funcionamiento, observándose un incremento continuo en el contenido de

CO2 en el gas de exportación, fenómeno recurrente en ambos trenes. En vista de que no era

posible manipular ninguna variable que permitiese lograr una estabilización del CO2 dentro

de la norma COVENIN a la salida del sistema, se decidió intervenir el sistema el 15 de

enero de 2005. Durante esta parada de planta, se abrieron los filtros, y se extrajeron los

elementos membranas, encontrándose contaminados con Trietilenglicol, todos los cartuchos

de filtros y membranas; además de observarse daños mecánicos evidenciados con la

deformación de las láminas internas de las membranas que favoreció progresivamente a la

notable pérdida de eficiencia del sistema. Posteriormente, al analizar los componentes

adheridos a las membranas dañadas se pudo comprobar que el arrastre de líquidos y en

particular del Trietilenglicol utilizado en la deshidratación del gas, fue la principal causa del

problema de pérdidas de eficiencia del sistema. Es importante recordar que la presencia de

líquidos e hidrocarburos pesados degradan la capacidad selectiva de remoción de las

membranas. Asimismo, se determino, que los filtros del sistema de pre-tratamiento no

estaban en capacidad de retener los líquidos arrastrados por el gas desde la torre de

deshidratación aguas arriba.

Por otra parte, las rápidas despresurizaciones ocurridas durante cada uno de las paradas

programadas o no, resultaron responsables de los desplazamientos de las láminas internas

de las membranas y por ende pérdida en la selectividad de las mismas.

Figura N° 2.8 Membrana contaminada por el arrastre de líquidos

61

Figura N° 2.9 Láminas internas de membranas deformadas

Por estas razones, se decidió aislar la torre de deshidratación y alimentar la unidad de

membranas únicamente con gas procedente del separador de agua libre. Igualmente se

procedió a cambiar todos los elementos de membranas y se coloco nuevamente el sistema

en funcionamiento. Lo anterior genero resultados satisfactorios en cuanto a la composición

del gas de exportación, pero con una importante limitación en flujo. A los fines de

incrementar los volúmenes de exportación, se propuso el esquema de operación llamado

“corte profundo”.

2.6.2 Esquema de operación “Corte Profundo”

La solución implementada el 04 de marzo de 2005 para el incremento del flujo de

exportación en el corto plazo, consistió en separar las descargas de gas de la torre de

deshidratación y el separador de agua libre; para ello se colocó la descarga de la torre aguas

abajo del paquete de membranas, a los fines de que éste último sólo fuese alimentado por la

descarga del separador de agua libre. Las bases de la operación son las siguientes:

• Tratamiento de 55MMPCND gas en la unidad de membranas para una descarga entre

4% a 5% de CO1. La descarga será de alrededor de 45 a 50 MMPCND.

• Mezcla del gas de descarga de la membranas con la descarga de la deshidratación para

lograr un volumen de venta en el orden de 100MMPCND con una concentración de

CO2 de 10% molar.

62

SLUG CATCHERS1

POZOSPOZOS

N1

FILTRO POLISHING

SEPARADOR DE AGUA

LIBRE

AIR COOLER

AIR COOLER



FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO


PLA-(19-20-22)

PLA-(13-21)

FASE DEEP-CUT

NPA

FLARE

PATIN 0860

PATIN 0870

WATERFLASH DRUM

CO

NTA

CTO

RA

BY-PASS

SLUG CATCHERS1

POZOSPOZOS

N1

FILTRO POLISHING

SEPARADOR DE AGUA

LIBRE

AIR COOLER

AIR COOLER



FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO


PLA-(19-20-22)

PLA-(13-21)

FASE DEEP-CUT

NPA

FLARE

PATIN 0860

PATIN 0870

WATERFLASH DRUM

CO

NTA

CTO

RA

CO

NTA

CTO

RA

BY-PASSCalentador

By-passarranque

Las principales limitaciones del esquema son:

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

Se incrementan las pérdidas de hidrocarburos (aproximadamente un 8% del volumen total).

Esto pudiera minimizarse con el incremento del CO2 de alimentación.

Figura N° 2.10 Esquema de la planta con el Corte Profundo

Sin embargo, esta solución a corto plazo no resolvió el problema en su totalidad, pues el

flujo de gas endulzado continuaba limitado por una alimentación de 55MMPCND, cuando

el sistema de membranas tiene una capacidad de manejo de flujo de 135MMPCND. Al

contrario el gas quemado, si se ha mantenido bajo las premisas de diseño de la planta que

indican un volumen inferior a 15 MMPCND.

Es importante mencionar los resultados del monitoreo de la unidad de endulzamiento

analizados en el trabajo de grado, corresponden a la modalidad operativa “corte profundo”.

A pesar de ello se describirán las condiciones actuales de operación, que debido a su

reciente implementación y sin haber alcanzado una condición de operación estable

coinciden con el final del trabajo de grado impidiendo su inclusión en las discusiones.

2.6.3 Condición actual de operación

En la actualidad ambas unidades de deshidratación han sido colocadas fuera de servicio

63

(pero en respaldo); esto implica que la totalidad del gas proveniente de los pozos es

deshidratado por un separador instalado de mayor capacidad hidráulica llamado

“Membrane Feed Scruber” (1-V0190). A su llegada a CPF, el gas proveniente de las

plataformas S1 y N1 se recibe en el “Slug Catcher” (1-V0110) con capacidad para 10m3, el

cual trabaja a 94barg y 77°C, logrando separar el agua condensada que provienen de los

pozos. El ¨ Slug Catcher ¨ es un equipo tipo dedos con cuatro ramas, cada una de 20”

diámetro y 25m de largo. La corriente de gas sale por el tope y es enviada al enfriador (1-A

0120) para disminuir su temperatura en aproximadamente en 36°C durante la noche y 41°C

en el día, con el fin de condensar la mayor cantidad de agua posible y alcanzar una

temperatura óptima a la entrada de la deshidratación. Este enfriador tiene una carga térmica

estimada de 7MW y está diseñado en acero inoxidable.

Seguidamente y para efectos de secado, el gas pasa a un separador de alta eficiencia

“Membrane Feed Scruber” (1-V0190) que reduce la humedad del gas desde

aproximadamente 300lb/MMPCN hasta 7lb/MMPCN. Dicho equipo posee un separador

interno integrado, que sirve como depurador de los líquidos condensados en el enfriador

aguas arriba. Posteriormente y previo a ser endulzado, el gas entrará en las unidades de pre-

tratamiento en donde inicialmente ingresa a un filtro coalescente para eliminar partículas en

aerosol, luego pasa por un calentador para elevar su temperatura por encima del punto de

saturación de líquidos y así evitar la presencia de condensados o agua líquida que puedan

dañar el funcionamiento de las membranas aguas abajo. Seguidamente, el gas es conducido

por un filtro de carbón activado que permite eliminar partículas de hidrocarburos pesados

por medio de la adsorción. El pre-tratamiento finaliza cuando se conduce el gas a través de

un tercer filtro que sirve como una protección para gotas de líquido. Una vez que el gas ha

sido pretratado es entonces enviado a las unidades de membranas, donde ocurre el

endulzamiento deseado, dando lugar a las corrientes de gas ácido permeado y gas tratado.

El “Membrane Feed Scruber” presenta las siguientes características:

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

las dos secciones

64

SLUG CATCHERS1

POZOSPOZOS

N1

SEPARADOR DE AGUA

LIBRE

AIR COOLER

AIR COOLER



WATERFLASH DRUM

PLA-(19-20-22)

PLA-(13-21)

SEPARADOR DE LIQUIDOS MEMBRANA

FASE SCRUBBER

FILTRO POLISHING

FLARE

FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO


PATIN 0860

PATIN 0870

NPA

CO

NTA

CTO

RA

SLUG CATCHERS1

POZOSPOZOS

N1

SEPARADOR DE AGUA

LIBRE

AIR COOLER

AIR COOLER



WATERFLASH DRUM

PLA-(19-20-22)

PLA-(13-21)


FASE SCRUBBER

FILTRO POLISHING

FLARE

FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO


PATIN 0860

PATIN 0870

NPA

CO

NTA

CTO

RA

SLUG CATCHERS1

POZOSPOZOS

N1

SEPARADOR DE AGUA

LIBRE

AIR COOLER

AIR COOLER



WATERFLASH DRUM

PLA-(19-20-22)

PLA-(13-21)


FASE SCRUBBER

FILTRO POLISHING

FLARE

FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO


PATIN 0860

PATIN 0870

NPA

CO

NTA

CTO

RA

CO

NTA

CTO

RA

Calentador

By-passarranque

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

3650mm

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

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

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

El drenaje del recipiente se realiza en forma manual, y para garantizar operaciones seguras

se disponen de medidores e indicadores de nivel de líquido que facilitan su intervención

oportuna. El “scrubber” posee válvulas automáticas para el control de los líquidos

separados, lo cual garantiza una protección o disminución del impacto de dichos líquidos en

los equipos aguas abajo (filtro coalescente, trenes de membranas, etc.); no requiriéndose de

dispositivos similares adicionales.

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

La instalación de este separador se efectuó en el primer semestre del año 2006, lográndose

incrementar la producción hasta 100MMPCND en la entrega a PDVSA, considerando una

producción en cabeza de pozo de 125MMPCND y 18MMPCND quemados en el

mechurrio. En los casos donde este equipo se encuentre fuera de servicio (mantenimiento,

etc.) se utilizarán los equipos de respaldo y se implementara la filosofía de operación “corte

profundo”.

65

2.7 ANÁLISIS GENERAL DE LA EVALUACIÓN DE LA UNIDAD DE

ENDULZAMIENTO DE MEMBRANAS INSTALADA EN EL CAMPO YUCAL

PLACER

El comportamiento de la unidad de membranas en el último año ha demostrado la

sensibilidad de las mismas a las condiciones de operación y las características del gas

producido en el campo. El alto costo operativo que se genera en las labores de reemplazo

de los elementos de membrana contaminados y las pérdidas potenciales en las ventas

debido a las paradas de planta para remplazar los elementos de membranas, adicional a las

variaciones en el precio del gas, generan preocupación sobre la efectividad técnica del

sistema y su rentabilidad. El autor implemento un monitoreo de dicha unidad de

endulzamiento, con la intención de diagnosticar su funcionamiento y señalar las posibles

optimizaciones del sistema que permitan completar el período de explotación del campo

establecido en la licencia otorgada.

Una vez arrancada la unidad de endulzamiento, dificultades operacionales forzaron la

implantación del esquema “Corte Profundo”, en el cual se coloco la descarga de la

deshidratación (contactora TEG) aguas abajo de la unidad de endulzamiento, restringiendo

así la alimentación de las membranas en un 40% de su capacidad de diseño

(135MMPCND) pues las mismas solo serian alimentadas por un separador de agua libre de

55MMPCND. Era imperativo evitar que la unidad de deshidratación alimentara la unidad

de endulzamiento, en vista de que el TEG arrastrado y otros líquidos, al alcanzar la

superficie de las membranas favorecen su degradación y la pronta necesidad de reemplazo

de los elementos instalados en los trenes de endulzamiento. Posteriormente, para solventar

las limitaciones hidráulicas del separador de agua libre se optimizo el funcionamiento de la

planta, con la instalación de un separador de mayor eficiencia “Membrane Feed Scrubber”

que permite manejar los máximos caudales de alimentación tomados como base de diseño.

Adicional a los problemas previamente mencionados, se determinó que las

despresurizaciones (como consecuencia de paradas programadas o no) tienen un impacto

directo en la unidad de endulzamiento. Para disminuir la ocurrencia de las mismas se

66

0

10 20

30 40

50

60 70

80 90

100

0 4 7 10 15 20 Tiempo (min)

Pres

ión

(bar

g)

13,75 bar/min

2,86 bar/min

0,70 bar/min 0,23 bar/min 0,03 bar/min

promovieron una serie de acciones preventivas, más sin poder prever cuándo ocurrirán

interrupciones futuras. En general, las paradas de plantas fueron inducidas por fallas de

alimentación eléctrica, quema de fusibles, fallas de instrumentos, mala manipulación de

válvulas, etc. que generan una despresurización inmediata del sistema de membranas, y

deterioran la eficiencia de separación; ya que la tasa de despresurización de las membranas

es más violenta de lo que el sistema puede soportar (según el fabricante 7bar/min). La

siguiente figura, que muestra el perfil de despresurización de las membranas registrado

durante un paro programado para cambio de membranas (23/10/2005), confirman lo

mencionado.

Figura N° 2.12. Perfil de despresurización de los trenes de membranas

Para controlar estas rápidas tasas de despresurización luego de un paro en la CPF, la

instalación del “Membrane Feed Scrubber” aportó un sistema de válvulas adicionales y

nueva lógica de control. Asimismo, y posterior a la ocurrencia de una parada, se debe tener

especial cuidado en la presurización y alimentación de gas a las membranas, que también

pueden causar daños mecánicos en los elementos de membranas (evidenciados con el

desplazamiento de sus láminas internas). Con respecto al potencial de producción de gas,

actualmente, el campo dispone de cinco (5) pozos, tres (3) de ellos están ubicados en el

bloque Norte del campo Yucal Placer y asociados a la macoya N1; los dos restantes (2) se

ubican en el bloque sur y están asociados a la macoya S1 (a 16 Km. de CPF). Dichos pozos

67

alimenta la totalidad del gas procesado en CPF, 120MMPCN en promedio con una

concentración de CO2 en la mezcla de gas que varía entre un 12,5% al 16%.

Tabla N° 2.11 Distribución de los pozos de las macoyas operadas por YPergas

2.7.1 Variables del Sistema

Sobre el sistema actúan una cierta cantidad de variables que impactan su funcionamiento;

entre ellas podemos distinguir los parámetros de procesos (flujo, temperatura, presión y

composición) y los factores inducidos (paros de planta, cierre de permeados y aislamiento

de bancos). En lo que respecta a los parámetros de procesos, se pueden hacer las siguientes

menciones considerando el esquema de operación ¨corte profundo ¨:

• Flujo: es un parámetro que ha experimentado poca variación y cuyo valor está

condicionado por la capacidad hidráulica del recipiente 1-V0160, mejor conocido como

“Separador de Agua Libre”. Se trata de un recipiente con un diámetro interno de 850mm

especificado para un caudal de gas de 40 MMPCND. Durante el periodo de estudio, el

flujo de gas a través de este equipo osciló entre 55 a 58 MMPCND, lo que supone un

incremento del arrastre de agua líquida al operar el equipo (ver Tabla N° 5.13) a un

caudal superior respecto a las condiciones de diseño. El objetivo principal de este

separador es la retención de los líquidos condensados (previo a la alimentación del gas

hacia el sistema de membranas) por un enfriador ubicado aguas arriba del separador. Se

trata de un equipo de separación gravitacional estándar, que posee un eliminador de

neblina del tipo malla metálica o “wire mesh”, estimado para las condiciones en que se

fijó su operación (40MMPCND de gas a 91,7 barg de presión). Dicho diámetro se

calcula con la presunción de que todas las partículas de líquidos superiores a los 80

Macoya Pozos Existentes

N-1 PLA-19 / PLA-20 / PLA-22

S-1 PLA-13 / PLA-21

68

micrones caen por gravedad en el fondo del separador, mientras el resto de las partículas

debe ser retenidas por la malla metálica, sólo que siempre existirá arrastre, más aún

cuando se trata de un dispositivo estándar sin mayor equipamiento tecnológico de

avanzada.

• Temperatura: se trata de un parámetro que incide sobre la selectividad de las

membranas, y por ende, sobre las pérdidas de hidrocarburos hacia el mechurrio

(principalmente metano); pero a su vez permite evitar la perjudicial condensación de

líquidos en los trenes de membranas. La recomendación del fabricante de membranas

(GRACE) es precalentar el gas que se alimenta a las membranas al menos 15°C para

garantizar su sobrecalentamiento. Luego de diversos análisis cromatográficos

extendidos, realizados entre los meses de enero y abril de 2005, se detectó la presencia

de hidrocarburos pesados (más de 100ppm de C6+ y superior a 10ppm de BTEX) en el

gas proveniente de los pozos productores, la temperatura del gas alimentado a las

membranas fue fijada en 60°C (Abril-2005), significando esto un precalentamiento de

alrededor de 25°C (el gas que alimenta al calentador ingresa a 35°C), a los fines de

mantener una mezcla de gas lo más alejado posible de la envolvente de fase y evitar la

posible condensación de hidrocarburos pesados y agua.

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

Comparación en BTEX

0

50

100

150

200

250

300

350

400

450

500

1 (19-Abr) 2 (29-Abr) 3 (21-Jul) 4 (31-oct)

BT

EX

(pp

m)

Fecha

Alim .PretratamientoDesc.Pretratamiento

69

Salida PretratamientoTemperatura: 59°CPresión: 87bargFecha: 21/07/2005

Temperature, C-200.0 -150.0 -100.0 -50.0 0 50.0

Pre

ssu

re, b

arg

0

20.0

40.0

60.0

80.0

100.0

PHASE ENVELOPE PH1

ALIM-MEM

Critical Point

Punto de Operación

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

Análisis cromatográficos posteriores (entre octubre y diciembre de 2005) han confirmado la

ausencia de estos componentes, por lo que el precalentamiento se redujo a 15°C, para

mejorar la selectividad del sistema sin riesgos de condensación (a excepción del agua

liquida arrastrada por el separador).

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

Comparación en C6+

0

500

1000

1500

2000

2500

1 (19-Abr) 2 (29-Abr) 3 (21-Jul) 4 (31-oct)

Fecha

C6+

(p

pm

)Alim.PretratamientoDesc.Pretratamiento

70


Temperature, C-175.0 -150.0 -125.0 -100.0 -75.0 -50.0

Pre

ssu

re, b

arg

0

12.0

24.0

36.0

48.0

60.0

PHASE ENVELOPE PH1

ALIM-MEM

Critical Point

Punto de Operación

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

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

Las envolventes de fases y cromatografías extendidas demuestran que al suprimirse el

contenido de C6+ y BTEX del gas de alimentación, y adicionalmente operar en

Temperature, C-200.0 -160.0 -120.0 -80.0 -40.0 0

Pre

ssu

re, b

arg

0

12.0

24.0

36.0

48.0

60.0

PHASE ENVELOPE PH1

SALIDA

Critical Point


Punto de Operación

71

condiciones que se alejan de su punto de condensación (el gas se encuentre en fase de

fluido supercrítico), se hace inexistente el impacto que dichos componentes puedan

tener sobre los elementos de membranas. A pesar de esto, el gas que se alimenta al

sistema de membranas presenta un contenido de vapor de agua aproximado de

45lb/MMPCN, que constituye un componente a ser condensado dentro del sistema. Este

riesgo potencial es controlado (durante operación normal) con el sobrecalentamiento de

gas y en caso de paradas de plantas no programadas (condiciones transientes) también

se ha comprobado la poca factibilidad de condensación, basados en la data recolectada

durante una parada programada.

Tabla N° 2.12. Puntos de roció del agua en el gas endulzado por las membranas durante

una parada programada

Los valores de presión y temperatura registrados durante la parada y los puntos de rocío

del agua, calculados para dichos parámetros, muestran claramente la imposibilidad de

condensación de líquidos en el sistema. Por lo que el arrastre de líquidos desde el

separador de agua libre (al sobrepasar su capacidad hidráulica de operación) sugieren

una mayor posibilidad de degradación en la capacidad de endulzamiento de las

membranas, para las condiciones actuales de operación. La temperatura actual de

alimentación oscila aproximadamente entre 50°C (dia) y 44°C (noche).

• Presión: la presión es la fuerza motriz del proceso de separación. Mientras mayor

diferencia de presión exista entre el gas alimentado y el gas permeado, mayor será el

flujo del gas separado o permeado. Por otro lado, a presiones más reducidas se favorece

el incremento de caudal y la velocidad del gas, por lo que siempre se hace necesario

conseguir un punto de equilibrio. Este valor se ha disminuido progresivamente desde el

inicio del monitoreo del sistema, para favorecer incrementos de flujo (Julio 2005,

8 6 5 9 3 43 1 5 0 1 81 1 4 9 - 24 4 8 - 1 0

0 , 5 4 8 - 3 00 4 2 - 3 5

P r e s i ó n ( b a r g )

T e m p e r a t u r a ( ° C )

P u n t o d e R o c í o d e a g u a ( ° C )

72

85barg); actualmente se registra en 81barg. Más recientemente (Enero de 2006) se

había ajustado en 83barg. Con este parámetro se debe tener especial cuidado, ya que al

disminuirlo se corre el riesgo de incrementar el arrastre de agua líquida desde el

separador 1-V0610 (ver Tabla N° 2.6). Aunque ya se ha comprobado la ausencia de los

componentes C6+ y BTEX en el gas alimentado a las membranas, es importante destacar

que mientras mayor sea la presión de operación, asimismo se favorece la solubilidad de

dichos componentes (en caso de estar presentes en la mezcla), desmejorando el

funcionamiento del sistema. Para ello las referencias ofrecidas por el fabricante de

membranas (GRACE) muestran lo siguiente:

Tabla N° 2.13. Declinación anual de la capacidad de separación de las membranas según

GRACE

• Composición: este parámetro se ajusta en función de las mezclas de gas que se pueden

constituir en CPF de acuerdo los aportes de los cinco pozos productores. Al inicio del

monitoreo, las mezclas de gas alimentadas a las membranas oscilaron alrededor de 13%

+/- 0,4 de CO2 y alrededor de 18ppm de H2S.

Tabla N° 2.14. Evolución de los parámetros de procesos

Parámetro Julio 2005 Enero 2006

Flujo (MMPCND) 55-57 55-57

Temperatura (°C) 60 52

Presión (barg) 85 83

CO2 Alimentación (%) 13 ± 0.4 13 ± 0.4

C6+ y BTEX (ppm) 0 0

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

Presión (bar) C6+ BTEX

Declinación anual

35-62 1000 ppm < 100 ppm 15-20%62-79 400-600 ppm < 50 ppm 20-25%79-96 100-200ppm < 10ppm 20-30%

73

funcionamiento del sistema. Afortunadamente algunos de ellos se pueden controlar y otros

pueden prevenirse o evitar.

• Paros de Planta: su ocurrencia se puede evitar por medio de acciones preventivas, pero

no se puede prever cuándo ocurrirán. Estos paros están inducidos por fallas en la

alimentación eléctrica, instrumentos, quema de fusibles, mala manipulación de

válvulas, etc. Cada paro en CPF generan una despresurización inmediata del sistema de

membranas. Una vez ocurrido un paro, se debe tener especial cuidado durante la

presurización y alimentación de gas a las membranas, a los fines de no causar daños

mecánicos en los elementos de permeación. Es importante señalar que las paradas

ocurridas en las macoyas que agrupan los pozos productores (N1 ó S1) sólo disminuirán

el caudal alimentado a las membranas pero no inducirán a la despresurización del

sistema. En este caso, y una vez solucionada la situación de parada en la macoya

afectada, se debe reincorporar el caudal de los pozos a la alimentación de la unidad de

endulzamiento, a tasas de flujo controladas (1MMPCN/min.) ya que los incrementos de

caudal son inversamente proporcional a la capacidad de separación del sistema. A partir

del mes de julio-2005 (inicio del monitoreo) y hasta antes del inicio de la fase

¨scrubber¨ se registraron por lo menos 20 paradas de planta programadas y no

programadas que incidieron en un mejor funcionamiento de la unidad de

endulzamiento.

• Aislamiento de Bancos y Cierre de Permeados: aislar bancos o cerrar válvulas de

permeados obedecen a la intención de limitar o disminuir las pérdidas de hidrocarburos

en el mechurrio (el efecto es equivalente a reducir del área disponible para la

separación). Esta es una operación característica cuando recién se colocan en servicio

nuevos elementos de membranas, pues existe una tendencia de separación “excesiva”

de CO1. También es válida la disminución de la superficie de separación cuando se

restringen los caudales de entrega (bien sea por solicitud del cliente o por operaciones

propias). Estas acciones controladas (durante el monitoreo promediaron unas 20 en

conjunto) también incidieron en el porcentaje de separación de las membranas. Las

pérdidas de hidrocarburos (%volumen) se define como la concentración de C1 y C2

74

presentes en el flujo de gas permeado con respecto a la concentración de dichos

componentes en el flujo de gas de alimentación

2.7.2 Funcionamiento General del Sistema

El funcionamiento general de la unidad de endulzamiento se asocia con el porcentaje de

CO2 separado de la mezcla alimentada, el cual se define como el cociente entre la

concentración de CO2 en la corriente de gas tratado y la concentración de CO2 en la

corriente de gas de alimentación, expresado en porcentaje. La figura N 3.18, ilustra el

funcionamiento del sistema (para el esquema de operación ¨corte profundo ¨) y las variables

que lo han impactado. A los fines de indicarse los cambios ocurridos en las variables

operacionales del sistema así como los factores inducidos en el funcionamiento de la

unidad de endulzamiento (círculos sobre la curva verde), se han establecido las siguientes

identificaciones:

• Círculos de color Carne (cierre o aperturas de bancos)

• Círculos de color Rojo (paradas no programadas y programadas)

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

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

• Círculos de color Azul (apertura o cierres de permeados)

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

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

75

Figura N° 2.18. Separación de CO2 por los trenes de membranas

Las curvas presentadas en la Figura N° 2.18 muestran los comportamientos de las

permeabilidades normalizadas del metano (curva marrón) y CO2 (curva violeta), así como

la selectividad de la unidad de endulzamiento (curva naranja) y su capacidad de separación

de CO2 (curva verde). Es importante señalar, que aun cuando los trenes de membranas

reducen simultáneamente el contenido de H2S (ppm), la separación de CO2 resulta más

crítica; es por ello que se haya seleccionado su curva de comportamiento para establecer las

bases del análisis del funcionamiento de la unidad de endulzamiento. Durante el periodo de

monitoreo se observan tres etapas con comportamientos bien acentuados: La primera

(puesta en servicio de nuevos elementos de membranas), describe una rápida declinación

durante los primeros 20 días posterior al arranque de operaciones. Seguidamente, se inicia

un período de estabilización relativa, prolongado por los 2,5 meses siguientes. Y finalmente

se hace presente un tercer período de 6 meses, caracterizado por la degradación lenta y

progresiva en la capacidad de separación del sistema. Es importante indicar, que los picos

76

más pronunciados de la curva (inicio, intermedio y final del monitoreo) corresponden a los

cambios de elementos de membranas ejecutados sobre algún tren o banco del sistema.

Al analizar con más detalle el primer intervalo (rápida declinación inicial), se corresponde

con el comportamiento normal y esperado de las membranas, al operar con nuevos

elementos de separación. Dicha etapa no debe considerarse en el análisis, puesto que el

sistema se encuentra estabilizándose a las condiciones de operación. De este modo, queda

claro que el período realmente representativo corresponde con corta la etapa de

estabilización (la cual es relativa debido a los efectos de los continuos factores inducidos)

que se prolonga por dos meses luego del intervalo inicial. El período final (degradación

progresiva), no es representativo del comportamiento esperado por el sistema, ya que una

vez reiniciado el mismo con nuevos elementos de membranas se observa la declinación

rápida prevista, pero en ningún momento se alcanza la estabilización del sistema; esto

efectos pudieran atribuirse:

• Posible arrastre de agua líquida desde el separador de agua (subdimensionado para el

esquema de operación en servicio de 55MMPCND)

• Aparentes fuertes tasas de despresurización por la línea de permeado, cada vez que

ocurre un paro no programado en la CPF

• Súbitos decrecimientos e incrementos de flujo luego de un paro no programado en la

localización S1.

Todos estos fenómenos, se prevén sean corregidos con el nuevo separador de alta eficiencia

¨membrane feed scrubber¨ actualmente en servicio, la inclusión de válvulas para un mejor

control de las tasas de despresurización y las consignas operativas implementadas en la

planta, para la incorporación (dosificada) de caudales desde los pozos una vez superada una

parada. Analizando entonces la etapa de estabilización del sistema, se observa en la Figura

que las permeabilidades normalizadas del CO2 y metano en dicho periodo, son 0,8 y 0,9

respectivamente. Por su parte, el porcentaje de separación de CO2 se ubica alrededor del

70%. Asimismo, la curva ¨verde¨ muestra que el cierre de válvulas de permeados (en todos

los casos) disminuyen la capacidad de separación de CO2, lo cual es normal ya que se esta

77

reduciendo la superficie de separación para limitar las pérdidas de hidrocarburos. En lo que

respecta a la reducción de la temperatura de operación (25nov-2005), resulta difícil evaluar

su impacto a mediano y largo plazo, pues al poco tiempo de ajustarse este parámetro,

ocurrieron eventos asociados con factores inducidos y cambios de elementos de

membranas, que distorsionan sus efectos e imposibilitan apreciar con claridad el impacto

esperado en el sistema (incrementos de la selectividad con disminución de temperatura).

Pero resulta cierto, que inmediatamente a la reducción de temperatura se registro un

incremento leve en la selectividad e igual disminución en las pérdidas de hidrocarburos,

según puede apreciarse en la Figura N° 2.20. Adicionalmente, se destaca que operar a una

menor temperatura beneficia mecánicamente al material de membranas, al exponerlo a una

condición operacional menos extrema. Para calcular las pérdidas de hidrocarburos se toman

dos (2) volúmenes de control, mostrados en la figura N° 2.19; en uno de ellos se consideran

los flujos totales de gas (incluyendo los manejados por la torre TEG) y en el último sólo

contemplan los flujos de gas asociado con los trenes de membranas.

Figura N° 2.19. Volúmenes de control estudiados para determinar pérdidas de gas e

hidrocarburos

La data mostrada en la Figura N° 2.20 con respecto a las pérdidas de hidrocarburos y gas en

ambos volúmenes de control, es resumida en las siguientes tablas:


Gas Deshidratado con TEG

Gas Tratado

Gas a venta

Volumen de control total

Volumen de control Membranas

Gas Permeado

78

Tabla N° 2.15. Evolución de las pérdidas de hidrocarburos y gas

Volumen de control Membranas

Fase Parámetro

Inicial Estabilización Degradación

Pérdidas hidrocarburos (%) 25-21 20-18 17-14

Pérdidas de gas (%) 35-32 30-28 24-22

Tabla N° 2.16. Evolución de las pérdidas de hidrocarburos y gas globales

Volumen de control TOTAL

Fase Parámetro


Pérdidas hidrocarburos (%) 15-13 12-10

Pérdidas de gas (%) 12-10 8

Las diferencias registradas entre los volúmenes de control en estudio, muestran que para el

caso donde se contabilizan las pérdidas globales los valores son menores con respecto al

otro volumen de control, debido a que no existe transferencia de masa de los hidrocarburos

que pasan a través de la torre TEG y posteriormente se unen con el gas tratado por

membranas. En otras palabras, el hecho de no alimentar la totalidad del gas a través de las

membranas impedirá a su vez que cantidades adicionales de gas con contenido importante

de hidrocarburos (metano principalmente) sean permeadas y quemadas en el mechurrio.

79

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

0

4

8

12

16

20

24

28

32

36

40

44

48

52

56

60

64

68

72

76

80

84

Fecha

Val

or

de

Pro

pie

dad

0

10

20

30

40

50

60Reducción CO2 (%) Pérdidas de HC General (%)

Pérdidas de HC M embranas (%) Pérdidas de Gas M embranas (%)

Pérdidas de Gas General (%)

%CO2 - Trenes (0860 + 0870)

0

4

8

12

16

20

24

28

32

36

40

44

48

52

56

60

64

68

72

76

80

84

Fecha

Val

or

de

Pro

pie

dad

Reducción CO2 (%) %CO2 Aliment .

%CO2 NPA CO2 (%)Permeado

%CO2 Tratado M embranas

Figura N° 2.20. Pérdidas de gas e hidrocarburos por los trenes de membranas

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

80

%H2S - Trenes (0860 + 0870)

0

4

8

12

16

20

24

28

32

36

40

44

48

52

56

60

64

68

72

76

80

84

Fecha

Val

or

de

Pro

pie

dad

Reducción CO2 (%) H2S gas tratado (ppm)

H2S gas Alimentado (ppm) H2S gas Permeado (ppm)

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

En lo que respecta a la concentración del CO2 y el H2S en el gas tratado (Figura N° 2.21 y

2.22), se puede apreciar que durante los primeros 20 días (etapa inicial) los valores

alcanzan los niveles mas bajos 4.05% y 5ppm (molar) respectivamente, por encontrarse en

servicio nuevos elementos de membranas. Luego y durante la etapa de estabilización, estos

valores incrementan hasta 6-6.5% y 7.5ppm (molar); para finalmente en el tercer intervalo

de la curva degradarse a valores >7% y 8-10ppm (molar). La Tabla N° 2.11 resume los

valores citados e incluye el %molar de CO2 y ppm de H2S para el resto de las corrientes

monitoreadas.

81

Flujos- Trenes (0860 + 0870)

0

4

8

12

16

20

24

28

32

36

40

44

48

52

56

60

64

68

72

76

80

84

Fecha

Val

or

de

Pro

pie

dad

0

10

20

30

40

50

60

70

80

90

100

110

120

130

140

150

160

170

180

190

200

Flu

jos

(MM

PC

ND

)

Reducción CO2 (%) Aliment .M embranas (M M PCND)

Gas Tratado (M M PCND) Permeado (MMPCND)

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

Fase Parámetro


Concentración CO2 (%molar)-Gas Tratado 4 6-6.5 >7

Concentración H2S (ppm) -Gas Tratado 5 7.5 10-8

Concentración CO2 (%molar)-Gas Alimentado 13.6-11.6 13.6-11.6 13.9-11.7

Concentración H2S (ppm) -Gas Alimentado 18 17 16

Concentración CO2 (%molar)-Gas Permeado 41 32-36 34

Concentración H2S (ppm) -Gas Permeado 46-52 44-45 42

Figura N° 2.23. Flujos de gas en los puntos críticos del proceso

Concerniente al parámetro presión, se observa que los ajustes realizados entre enero y

mayo de 2006 (en todos se redujo la presión) y que promediaron los 3barg, se ejecutaron a

los fines de incrementar el caudal de venta. Esto se logra ante la posibilidad de producir los

pozos a tasas de flujos mayores, al reducirse la presión; efecto que se aprecia de forma casi

82

inmediata en la Figura N° 2.23 para las fechas referidas. El beneficio adicional al

incremento de potencial de flujo de gas, es que la tasa inicial de despresurización de las

membranas se reduciría a valores más aceptables, pues el fabricante sugiere que menores

presiones de la mezcla de gas alimentado prolongan la vida útil de las membranas, al

someterlas a esfuerzos menores. Sin embargo, merma el porcentaje de separación del

sistema, debido a que menos potencial (? p) para el fenómeno de difusión-solución es

disponible.

Otro factor a considerar y que impacta negativamente al sistema de membranas, esta

referido con el arrastre de líquidos. Una vez evidenciada la ausencia de hidrocarburos en el

gas, de acuerdo con las cromatografías extendidas que se efectuaron entre julio y diciembre

de 2005 (Figuras 2.15 a la 2.17), se descarta cualquier posibilidad de arrastre de dichos

componentes; sin embargo, lo que si parece evidente es el arrastre de líquidos (en este caso

agua) a través del separador de agua libre (1-V0160). Al incrementar el caudal de gas por

encima de los valores de diseño del separador y operar a una presión más baja se

incrementa a su vez el arrastre de agua líquida; tal como es el caso de la fase ¨corte

profundo¨ con 55 MMPCND a 89bar. Desafortunadamente con los equipos de medición

instalados en la planta, la cantidad de agua arrastrada no puede cuantificarse, lo que impide

establecer algún tipo de monitoreo. A pesar de esto, en base a algunos cálculos se estimo el

orden de magnitud de las cantidades de agua que se pudieran estar arrastrando y como

incrementarían las mismas a distintas condiciones de operación.

Tabla N° 2.18. Arrastre de agua líquida a 89barg

Caudal (MMPCND) Diámetro Teórico (mm) Arrastre a D = 850mm (lt/d)40 830 14,855 980 28,15

Tabla N° 2.19. Arrastre de agua líquida a 87barg

Caudal (MMPCND) Diámetro Teórico (mm) Arrastre a D = 850mm (lt/d)40 830 14,6255 980 28,05

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

83

dos valores de presión manejados sobre el equipo mientras estuvo en operación (89barg y

87barg). Los mismos muestran que la acción de incrementar el flujo de gas a través del

separador tiene una incidencia general sobre el riesgo de arrastre de líquidos; mas la

variación de presión en si muestran un impacto menor. El arrastre total de agua líquida se

puede calcular considerando una eficiencia estándar de la malla metálica “wire mesh” del

separador de 0.1lb/MMPCND.

Al verificar los equipos aguas abajo del separador 1-V0160 y aguas arriba de la unidad de

membranas, no se encontró líquidos, lo que sugiere que los mismos fueron arrastrados hasta

los trenes de endulzamiento. Por ejemplo si se analiza con más detalles el equipo Filtro

coalescente 1-F0820 (ubicado justo aguas abajo del separador 1-V0160), se observa que

dicho recipiente tiene una capacidad hidráulica insuficiente para los caudales de gas

manejados (55 MMPCND); y sólo cumpliría funciones de retención de líquidos si el caudal

alimentado fuese de 30MMPCND.

Ahora bien, aguas abajo del filtro coalescente se encuentra el calentador 1-H0850 que se

encarga de sobrecalentar al gas entre 15 a 17°C. Este sobrecalentamiento debería influir

para llevar a la fase vapor al menos parte de los aerosoles de agua líquida que el gas arrastra

en el sistema. Lo mismo se podría esperar de los elementos de coalescencia presentes en los

filtros 1-F0830 y 1-F0840 ubicados aguas abajo del calentador. El volumen de agua

arrastrada se encuentra físicamente en forma de gotas dispersas en el gas, y no se trata de

un verdadero flujo bifásico. En estas condiciones es muy difícil predecir qué ocurre con

esas gotas, ya que una parte se puede evaporar en el calentador, otra parte será retenida en

los cartuchos de coalescencia de los filtros 1-F0830 y 1-F0840, y el resto no retenido,

podría ser perjudicialmente arrastrado hasta las membranas. Se requiere entonces de un

estudio detallado que permita, entre otras cosas, lograr conocer la dispersión de las gotas y

su comportamiento en el sistema. Durante el cambio de membranas de octubre 2005 se

observó que los elementos retirados del sistema aparecían con signos de encogimiento, que

según el fabricante son evidencia de que agua líquida esta llegando al sistema de

membranas, degradando su funcionalidad.

84

2.8 COLOFÓN

La intención de describir en la sección 2.7 los resultados del monitoreo de la unidad de

membranas (2 trenes en paralelo) instalada en el campo Yucal placer, se corresponde con

clarificar las implicaciones operacionales de esta tecnología, que aun con sus bondades

modulares y cierta flexibilidad operacional al adaptarse a cambios en el contenido de los

componentes no hidrocarburos en las mezcla de gas alimentada (por ejemplo, por

incorporar al producción nuevos pozos perforados); muestra inestabilidades importantes

que pueden condicionar su operación a largo plazo. Un parámetro que causa importante

degradación en los elementos de membranas, es la precedencia de hidrocarburos pesado

líquidos (TEG y C6+) así como algunos solventes químicos empleados en trabajos de

reacondicionamiento y rehabilitación de los pozos productores (BTEX, etc); que en niveles

significativos cubren lentamente la superficie de las membranas, disminuyendo así las tasas

de gas ácido permeado. El histórico de los trenes de membranas del campo Yucal Placer,

demostró que en ningún momento, una vez presentes estos agentes degradantes en el gas de

alimentación, los elementos de membranas mostraron capacidad de endulzamiento, ni

siquiera a bajos caudales de alimentación. Solo cuando se suprimió el contenido de TEG

(esquema de operación ¨corte profundo¨) y la presencia de BTEX y C6+ de la corriente de

gas que ingresaba a las membranas las mismas pudieron operar bajo situaciones

relativamente estables, a no ser por la influencia de factores inducidos (paradas de planta

programadas y no programadas) con importante frecuencia de ocurrencia. De este modo, el

criterio particular del autor sugiere que la tecnología de membrana sea descartada en casos

donde se sospeche o compruebe la presencia de los agentes contaminantes mencionados,

así sea a largo plazo. Como alternativa, podrá instalarse un sistema de pretratamiento más

riguroso como el descrito en el apéndice A (pretratamiento UOP).

Asimismo, otro aspecto a considerar con la tecnología de membranas se relaciona con la

calidad del sistema de pretratamiento del gas que alimentara a los trenes de endulzamiento;

pues resulta de importancia vital para el éxito y estabilidad de la tecnología. El

pretratamiento instalado debe retirar los compuestos degradantes y evitar simultáneamente

la formación de líquidos dentro de las membranas dados por el efecto Joule-Thomson y el

rápido permeado del CO2 y los hidrocarburos más livianos que incrementa el punto de

85

condensación del gas, haciéndolo más pesado. Esta situación es prevenida alcanzando un

punto de condensación predeterminado al calentar el gas y proporcionar un margen seguro

de sobrecalentamiento, antes de su entrada al sistema de membranas.

Por otra parte el calentamiento necesario para evitar la condensación de líquidos en el

interior de la membranas es garantizada con el calentador instalado, sin embargo, este

equipo resulta critico en primer lugar por operar a condiciones cercanas a sus limites de

diseño (135MMPCND) y no permitir márgenes de maniobra en caso de requerir la

incorporación de volúmenes adicionales de gas (aproximadamente 300MMPCND); tal

como esta previsto por YPergas.S.A, con la perforación de nuevos pozos productores de

gas para el desarrollo del campo. En segundo lugar, aun cuando no se incremente el actual

caudal de operación, el calentador no cuenta con un equipo de respaldo en caso de que se

requiera colocarlo fuera de servicio para mantenimiento preventivo o correctivo. En ese

caso la única solución sugiere el paro de la planta hasta resolver la problemática que pueda

presentarse con el calentador. Es bien clave, poder manejar un rango de respaldo para el

incremento de la temperatura actual de operación, ya que mayores temperaturas del gas de

alimentación aumentan la permeabilidad del CO2 a través de las membranas, aunque

reducen su selectividad con mayores pérdidas de hidrocarburos asociadas (al incrementarse

también pero en menor proporción la permeabilidad del metano).

Es evidente que las características de la unidad de endulzamiento actualmente en uso no

garantizan las especificaciones del gas tratado para los volúmenes de diseño y las

condiciones del gas tratado impuestas en el trabajo de grado, a menos que el contenido de

CO2 alimentado al sistema sea menor (en función del mapa entre 9-12%). Esto se respalda

al observar que el gas alimentado a los dos (2) trenes de membranas del campo Yucal

Placer presenta un contenido de CO2 cercano al 15%, y para que el sistema pueda ofrecer

gas dentro de las especificaciones de venta COVENIM, se manejan volúmenes de gas

menores a los de diseño través de las membranas (aproximadamente 100MMPCND Vs.

135MMPCND de diseño). En caso de implementarse un tercer tren de membranas (de fácil

instalación por la naturaleza modular de la tecnología), tal como sugiere el mapa de

selección, se deberán determinar las características adecuadas del sistema de

pretratamiento, asociadas con las dimensiones de los filtros, para garantizar la retención de

86

líquidos y evitar su arrastre hacia los trenes de endulzamiento con la perjudicial

degradación de la capacidad de separación. Por otra parte, los tres (3) trenes de membranas

incrementaran el área de membranas para el endulzamiento, dadas las condiciones de

separación del caso, lo que permitirá manejar el contenido de CO2 actual al caudal de

diseño del sistema (135MMPCND).

A pesar de su inestabilidad operacional (sobre todo ante la presencia de líquidos), un

aspecto a favor de las membranas es la simplicidad de su funcionamiento al no presentar

piezas móviles ni requerimientos adicionales de energía. Esto hace inexistentes los tiempos

muertos o paradas no programadas para la sustitución o reparación de este tipo de

elementos. Caso contrario es el presentado con los procesos de absorción, donde los

sistemas de compresión y bombeo adicionan complejidad a las operaciones, demandando

atención particular sobre estos equipos: que aun cuando no intervienen directamente en el

proceso de separación, si de forma indirecta pudiera afectarlo al momento de presentarse

fallas en estos equipos.

En caso de garantizarse un pretratamiento eficiente para las unidades de membranas, se

puede destacar ventajas adicionales de estos sistemas:

La instalación modular de la tecnología puede optimizar el espacio disponible, al integrarse

diversas operaciones (entre los sistemas de membranas y el pretratratamiento), tales como

deshidratación, remoción de CO2 y H2S, control del punto de condensación, y en algunos

casos remoción de mercurio; mientras los procesos de absorción requieren de todas estas

operaciones pero como procesos separados.

Del mismo modo, es importante no descartar los aspectos favorables del proceso de

absorción química, que desde el punto de vista económico se asocian, con menores costos

de reposición de la amina (en comparación con el reemplazo de los elementos de

membranas), por las perdidas que se generan durante el proceso de absorción y sus etapas

de regeneración. Ahora al considerar la estabilidad operacional de estos sistemas, la misma

resulta menos afectada si se compara por ejemplo el hecho de tener presentes hidrocarburos

líquidos en la corriente de gas a ser tratado. Asimismo y desde una óptica técnica, el

porcentaje de perdidas de los hidrocarburos absorbidos por la solución de amina es muy

87

bajo (menor al 1% en todos los casos simulados); dichas soluciones resultan muy

beneficiosas por su poca afinidad con los componentes metano y etano, lo que se traduce en

un contenido mayor en dichos compuestos, lo cual le asigna al gas tratado un poder

calorífico superior y mejores oportunidades de comercialización en función de la cantidad

de la energía que puede ser aprovechada. Con respecto a la presión parcial de los

componentes ácidos, los procesos de absorción química no basan su capacidad de

separación en este parámetro (caso contrario de las membranas) por lo que una eventual

disminución de la presión de los yacimientos que son producidos, no incidirán en el

proceso de endulzamiento mas allá de la merma en los volúmenes de gas producidos. El

proceso de absorción química dependerá solo de las reacciones entre los gases a ser

absorbidos y el componente activo en la solución de amina. En el caso de las membranas,

presiones menores en el gas de alimentación se traducen a su vez en una menor parcial de

los gases ácidos a removerse, disminuyendo la fuerza motriz que hace posible la

permeación a través de las membranas. Al hacerse las membranas menos permeables

incrementaran los requerimientos de área para las mismas condiciones de proceso.

Por otra parte, si consideran las características del gas alimentado previsto por YPergas.S.A

a producir para su fase de desarrollo (20% molar CO2 y 300MMPCND aproximadamente),

la metodología de selección establece la competencia técnica entre soluciones DEA como

aplicación individual o en configuraciones híbridas con un solvente físico, para garantizar

las especificaciones de venta impuestas.

88

CAPÍTULO 3 - MARCO ORGANIZACIONAL

CCAAPPÍÍTTUULLOO IIIIII

CCOONNCCLLUUSSIIOONNEESS YY RREECCOOMMEENNDDAACCIIOONNEESS

3.1 CONCLUSIONES

3.1.1 Conclusiones Generales

1. El mapa de selección de tecnologías de endulzamiento aporta referencias técnicas

que orientan al diseñador de estos sistemas, sobre la conveniencia de aplicar una

tecnología especifica para condiciones de operación dadas (flujo volumétrico de gas

en MMPCND y %molar CO2, presión y temperatura de operación).

2. La absorción química con soluciones de DEA muestran una mayor aplicabilidad en

el rango de las consideraciones de base para las simulaciones, en comparación al

resto de las tecnologías de remoción simultanea estudiadas (%molar CO2 y H2S

ppm).

3. En las áreas del mapa de selección donde las soluciones DEA enfrentan

competencias técnicas con la tecnología de membranas, se debe considerar la

sensibilidad de funcionamiento de esta última para decidir la conveniencia de su

aplicación.

4. Los sistemas de membranas tienden a ser sensibles e inestable a mediano y largo

plazo ante la presencia de hidrocarburos líquidos pesados (C6+) y agua.

5. Los sistemas de absorción química (soluciones DEA o MDEA) incluidos en el

mapa, garantizan mayor estabilidad operacional en los casos donde se presuma o

garanticen la presencia de líquidos (agua o hidrocarburos pesados) en la mezcla del

gas de alimentación.

89

6. Si se requiere separa selectivamente el H2S del gas natural, las soluciones MDEA

tiene mejores resultados que las soluciones DEA.

7. Las perdidas de hidrocarburos calculadas para los sistemas de endulzamiento

estudiados, son menores en todos los casos donde se emplearon soluciones de

aminas, intermedias para la tecnología de membranas y elevadas (>8.75% volumen)

para los procesos de absorción física.

8. particularmente entre los procesos de absorción física y química, los primeros

requieren torres de absorción de menor tamaño pero las perdidas de hidrocarburos

son mayores.

3.1.2 Conclusiones Particulares: Caso de estudio, Campo Yucal Placer

1. La configuración de la unidad de endulzamiento instalada en el campo Yucal placer,

no garantiza los requerimientos impuestos para el gas tratado para las condiciones

de operación actual.

2. Para satisfacer las condiciones del gas de venta tratado en la unidad de

endulzamiento del campo Yucal Placer (135MMPCND), deberá instalarse un tercer

tren de membranas (en caso de mantener instalada esta tecnología) y ajustar la

capacidad hidráulica del pretratamiento a fin de garantizar condiciones del gas de

alimentación adecuadas para los elementos de membranas. La otra alternativa de

endulzamiento requerirá de la instalación de una unidad de absorción química

(soluciones DEA).

3. Para las condiciones futuras de producción previstas por la empresa YPergas.S.A,

para la fase de desarrollo del campo Yucal Placer (300MMPCND y 20%molar CO2

aproximadamente) se requerirá la instalar una unidad de absorción química con

soluciones DEA como aplicación individual o combinarla en configuraciones

híbridas con un solvente físico, sin considerar la unidad de endulzamiento actual.

90

3.2 RECOMENDACIONES

1. Contrastar otras experiencias de endulzamiento del gas natural (en el ámbito

nacional e internacional) con la metodología propuesta a fin de validar el mapa

técnico propuesto.

2. Realizar simulaciones de los procesos de absorción con otros programas

comerciales, teniendo atención en las ecuaciones de estado utilizadas y el método de

cálculo para determinar de las constantes de equilibrio.

3. En caso de que no se tenga claro el contenido de hidrocarburos pesados (C6+)

previstos para la producción de los pozos, puede implementarse un pretratamiento

más riguroso para el gas que alimentara los trenes de membranas o considerar el uso

de las soluciones de aminas para el endulzamiento.

91

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94

CAPÍTULO 1 -

AAPPEENNDDIICCEE -- AA

1.1 TECNOLOGÍAS DE ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL

1.1.1 Descripción del Proceso de Aminas

El esquema de flujo del proceso varía poco, sin importar la solución acuosa de amina que

se este utilizando como agente para el endulzamiento. Aunque en algunos casos (en función

del tipo de amina que se seleccione), se pueden requerir modificaciones leves para

optimizar los procesos y ajustarlos a propósitos específicos.

El gas de alimentación que contiene H2S y CO2 previo al ingreso de los equipos de

endulzamiento debe pasar a través de un separador llamado “Knock-out Drum”, que

elimina líquidos libres (agua, hidrocarburos condensados, etc.) y sólidos arrastrados; y con

ello previene la entrada de contaminantes al sistema de aminas. El separador normalmente

es un recipiente vertical con filtros de cartuchos, que dispone de una sección antiniebla para

prevenir el arrastre de las gotas de liquido que no coalescieron en la sección inferior del

separador. El gas que sale de este separador entra al fondo del absorbedor y asciende a

través de la columna en contracorriente y en contacto con la solución acuosa de amina

(solución pobre en gases ácidos), dando lugar a la reacción química (exotérmica) entre

ambas. La amina al absorber los gases contaminantes, incrementa la temperatura del gas

tratado (gas dulce) el cual se recupera por el tope de la columna, mientras la solución de

amina cargada con los gases absorbidos (solución rica en gases ácidos) sale por el fondo de

la columna.

La columna de fraccionamiento esta provista con platos (cuyo numero depende del %CO2 a

95

remover); los cuales se pueden instrumentar para hacer seguimiento de la presión

diferencial a través de los mismos; esto resulta útil pues incrementos bruscos en la presión

diferencial (? p entre platos) indican la formación de espuma; mientras incrementos mas

leves sugieren contaminación en los platos. La columna cuenta generalmente con visores de

nivel en la parte inferior, para detectar el verdadero nivel de fondo donde se produce

espuma o capas de aceite. La temperatura de la solución pobre de aminas a la entrada de la

torre, es por lo menos 5°C superior a la temperatura del gas de alimentación para evitar la

condensación de hidrocarburos, pero asimismo, temperaturas excesivamente superiores

darán lugar a una retención de gases contaminantes menos eficiente e incrementarán la

condensación de agua. La columna de absorción opera a la presión del gas de alimentación,

y no existen limitaciones por alta presión, por lo que la única limitación se relaciona con el

espesor de las placas que conforman el cuerpo de la columna (se han observado problemas

con espesores cercanos a 150mm). La temperatura del gas de alimentación debe ser

suficientemente alta para evitar la congelación de las soluciones de amina. Sin embargo

deben evitarse temperaturas muy elevadas ya que se afectaría el funcionamiento de la

unidad, si este es el caso, se deberá proveer un enfriador (normalmente se emplea aire o

agua como medio de enfriamiento) para el gas de alimentación. El tope del absorbedor

puede equiparse con platos adicionales (entre 2 y 4) para implementar una sección de

lavado con agua para remover la amina arrastrada con el gas tratado. El agua es inyectada

en el plato superior y se retira totalmente en el último plato de la sección de lavado.

El gas tratado es manejado por un separador llamado “K.O. Drum” generalmente con filtros

tipo cartuchos, para recolectar líquidos arrastrados por el gas, antes de que este ultimo

continúe su recorrido aguas abajo. Por otra parte la solución rica que sale de la columna de

absorción es generalmente conducida al separador de aminas tipo “Flash” (la presión de la

solución cae súbitamente), en el cual se retira el gas disuelto y los hidrocarburos líquidos

arrastrados aguas arriba del intercambiador de calor amina/amina. El separador de aminas

es un tambor trifásico generalmente horizontal (normalmente se requiere de un sistema de

recolección de hidrocarburos líquidos) que debe operarse a la presión mínima posible para

una mejor degasificación de la solución. Aproximadamente se utiliza un tiempo de

retención de líquidos entre 10 a 20 minutos para garantizar la coalescencia. En este

recipiente la presión de operación varía entre 7bar y 15bar y se logra remover una porción

96

de los gases ácidos presentes por efectos de la disminución súbita de la presión. La

corriente de gas removida es enviada a la corriente de gas combustible de la planta o al

sistema de disposición de gas no hidrocarburo.

Por su parte, la solución rica que sale del separador de amina pasa a través de un

intercambiador de calor amina/amina, el cual sirve para precalentar con solución pobre

proveniente de la unidad de regeneración, la solución rica que será enviada a la

regeneradora. En el intercambiador (lado del tubo) debe ocurrir una vaporización mínima

para prevenir erosión o corrosión debido a la mezcla de flujos. La velocidad de flujo se

debe limitar a 1m/s, y de requerirse varios intercambiadores estos deben ser dispuestos

verticalmente con la solución rica que entra en la parte inferior del equipo de modo que

cualquier gas liberado sea removido durante en el flujo ascendente de la solución de amina.

La temperatura de entrada de la solución pobre debe estar entre 110°C a 130°C; mientras la

temperatura de salida de la solución rica debe oscilar entre 90°C y 110°C. El

intercambiador utilizado puede ser de tipo platos, ya que ofrece áreas de superficies

mayores y elevadas tasas de transferencia de calor en un volumen pequeño; sin embargo es

más susceptible a contaminarse.

Posteriormente la solución rica es llevada a la presión de operación de la regeneradora

(generalmente entre 1.2bar y 2bar), que es una columna de fraccionamiento con platos o

empacada, unida a un condensador que generalmente emplea agua o aire como medio de

enfriamiento y a un calentador. Convencionalmente, la columna de fraccionamiento esta

provista con 20 platos; los cuales se deben instrumentar para monitorear la presión

diferencial a través de los mismos; pues incrementos bruscos en la presión diferencial (? p

entre platos) indican la formación de espuma; mientras incrementos mas leves indican

contaminación o taponamiento en los platos. Se puede instalar en el tope una sección de

niebla para reducir las pérdidas de amina causada por arrastre físico. A la salida del

regenerador la solución rica ingresa a un calentador el cual es un recipiente que consta de

intercambiadores de calor (se emplea aceite caliente o vapor como medio de la

calefacción). La función del calentador es calentar la solución rica y producir la energía

necesaria para invertir la reacción química y liberar el gas ácido de la solución de amina; la

eficiencia de remoción del gas ácido es controlada con el reflujo por sobrecalentamiento.

97

Generalmente el calentador es de tipo caldera, donde la temperatura de salida de la solución

regenerada es función única de la presión de operación y de la cantidad de amina. El

calentador es controlado por la tasa de calefacción (vapor o aceite caliente) y la temperatura

de la superficie de la tubería de intercambio de calor < 45°C para evitar que la amina se

degrade. Las dimensiones del equipo deben proporcionar espacios adecuados para tener una

buena circulación natural y permitir el depósito de desechos. El volumen de vapor en el

recipiente debe ser acorde con el nivel de líquido para evitar arrastres de la solución de

aminas. En algunos casos el calentador es de fuego directo, de ser así, se deben tomar

precauciones para evitar el sobrecalentamiento local de la solución, lo cual favorece a la

formación de los subproductos corrosivos y a la excesiva vaporización de amina.

La solución regenerada proveniente del calentador (en su punto de ebullición a la presión

de la regeneradora) a temperatura generalmente entre 110°C y 130°C, es conducida de

regreso al intercambiador de calor amina/amina. El producto desalojado por el tope de la

regeneradora es una mezcla de vapor de agua/gases no hidrocarburos. Esta corriente es

manejada por un condensador, en donde el vapor es condensado para generar un reciclo

para la regeneradora, utilizando agua o aire como medio de enfriamiento y es típicamente

un intercambiador de calor de tipo tubo/carcaza o de tipo aereo-enfriador. Para recolectar el

agua condensada y la corriente de gas ácido proveniente del condensador se instala un

recipiente de reflujo. La corriente de gas ácido es dirigida al sistema de disposición para

estos gases; mientras el agua es bombeada (generalmente con dos bombas de reflujo: una

en operación y otra en espera) al tope del regenerador. Para que el proceso sea eficiente

generalmente se utilizan relaciones de reflujo entre 0.9/1 a 3/1mol de agua por mol de gas

ácido. Generalmente el recipiente de reflujo es un tambor vertical u horizontal equipado

con elementos de niebla y en donde la temperatura debe mantenerse tan baja como sea

posible reducir al mínimo la concentración de amina y el arrastre de agua a las instalaciones

subsecuentes. Asimismo, es conveniente instalar equipos para el manejo de nata que puede

formarse en la superficie del nivel de líquido ¨Oil skimming¨.

La temperatura de la solución pobre que sale del intercambiador amina/amina debe ser lo

bastante baja con respecto a la temperatura de entrada del gas de alimentación. Altas

temperaturas en la solución pobre darán lugar a una ineficiente absorción de gases ácidos y

98

mayor perdida de agua (mayor temperatura del gas tratado), es por ello que para garantizar

el buen funcionamiento del proceso se debe disponer de un enfriador para la solución pobre

(agua o aire se utiliza como medio refrigerante); lo cual requerirá a su vez de bombas para

enviar la solución pobre enfriada hasta el absorbedor. En unidades de gran capacidad, el

sistema de bombeo de amina puede incluir primero un sistema de compresión y

posteriormente arreglos de bombas de circulación que pueden ser accionadas por motores

eléctricos o turbinas (de gas o vapor).

Las impurezas sólidas como el óxido de hierro, arena y polvo de las tuberías deben ser

retiradas de la solución, a fin de prevenir la erosión y la espuma; por lo tanto la filtración de

la solución es obligatoria. Un filtro mecánico (filtro principal) es normalmente colocado en

la corriente de solución pobre que va al absorbedor después de salir del intercambiador

amina/amina. Para garantizar un contenido de sólidos en la solución de amina pobre

<100ppm en peso, generalmente se utilizan mallas en el filtro con un máximo de 10µ. Para

unidades de gran capacidad el caudal de entrada del filtro recomendado es entre 10% al

20% de la tasa de circulación de la solución y la caída de presión máxima debe ser

aproximadamente 1bar. Asimismo, se puede añadir un filtro de carbón activado aguas abajo

del filtro principal para remover el producto no retenido por este último (tales como

hidrocarburos de alta densidad, agua, compuestos solubles, agentes que contribuyen a la

formación de espuma, etc.). La velocidad de los líquidos a través de la lechada de carbones

debe ser menor a 1cm/s, mientras la altura de la lechada es aproximadamente de 1.5m. El

diámetro de las partículas de carbón oscila entre 1/8"a 1/4" (4x10 mesh) con densidad

cercana a 300 kg/m3. Para una caída de presión máxima de 1bar, la vida de la lechada de

carbón es por lo menos 1 año. La tasa de flujo del filtro de carbón activado puede ser

menos que el flujo del filtro principal.

Aguas abajo del filtro de carbón activado debe instalarse un filtro pulidor “Polishing” para

remover partículas de carbón arrastradas. Asimismo, es instalado un tanque de

almacenamiento de amina con sistema de bombas para conducir la solución almacenada a

la unidad de endulzamiento. Este tanque eventualmente constituye un respaldo para el

almacenamiento de la solución de amina en casos de paradas de emergencia o descargas

para mantenimiento. El almacenaje es a presión atmosférica y el tanque es preservado con

99

nitrógeno o gas tratado para evitar la degradación de la amina con oxígeno (siempre debe

evitarse el contacto de la amina con aire). Asimismo, el tanque dispone de facilidades para

la recuperación de aceite o natas y su temperatura de operación es cercana al punto de

congelación de la solución. Adicionalmente se dispone de un colector para preparar

volúmenes de solución que permitirán reponer las pérdidas de amina en la unidad. Se deben

conectar equipos de drenaje a dicho colector como filtros, puntos de muestreo de amina,

sistemas de purga y bombas para enviar la solución de amina desde el colector hasta la

unidad y/o al tanque de retención. Como regla general, las velocidades del flujo de la

solución en cualquier tubería no deben exceder los 2 m/s.

Normalmente durante el proceso de absorción y sus etapas de regeneración, cierta cantidad

de la solución de aminas se pierde, debido a la reacción química exotérmica entre los gases

ácidos y la solución de aminas y también al hecho de que los gases no hidrocarburos que se

encuentra en la regeneradora, están saturados en agua a baja presión. De este modo se debe

prever de un sistema de reposición de la solución

1.1.1.1 Monoetanolamina (MEA)

MEA, es una amina primaria cuyo proceso de endulzamiento es de dominio publico por ser

el solvente más viejo utilizado en plantas de endulzamiento modernas. Las soluciones

acuosas de MEA se utilizan en concentraciones entre el 10% y 20% en peso, pero la más

común es la de 15 % en peso, cuyo punto de congelación es de -4°C [6,7,8,9,10].

Las soluciones de MEA son utilizadas para la remoción a gran escala de CO2 (cuando el

gas de alimentación está libre de H2S), el retiro H2S (cuando el gas de la alimentación está

libre CO2) o la remoción simultánea de H2S y CO2 cuando ambos componentes están

presentes en el gas de alimentación. Por lo tanto no es un proceso conveniente para el retiro

selectivo del H2S cuando existe presencia de CO2 en el gas. MEA puede reducir fácilmente

las concentraciones de H2S en el gas tratado hasta menos de 4ppm en volumen. Sin

embargo, esta amina reacciona con los productos derivados del sulfuro como el COS y el

CS2; requiriéndose un equipo especial (recuperador o ¨Reclaimer¨) para limpiar la solución.

Si existe presencia de mercaptanos en el gas de alimentación, la solución de MEA retirará

sólo una porción de estos contaminantes, teniendo prioridad los mercaptanos livianos

100

(metil-mercaptano). Estudiando las reacciones químicas de las soluciones de MEA con los

gases ácidos se observa, que el H2S reacciona con mayor rapidez en comparación al CO1.

La reacción con el H2S resulta en la formación de bisulfuro de etanolamina.

RNH2 + H2S---RNH3HS

La absorción química del CO2 es más compleja, el dióxido de carbono reacciona con MEA

para formar sales de carbonatos difíciles de regenerar, además de ocasionar problemas de

corrosión:

2RNH2 + CO2---RNHCOORNH3

En solución acuosa, el ácido orgánico (CO2+H2O) reacciona con MEA para formar sales de

bicarbonato, que resultan de fácil regeneración.

RNH2 + H2O + CO2----RNH3HCO3

Donde: R=C2H4OH

Las reacciones previas son reversibles. De izquierda a derecha se representa la fase de

absorción (reacción exotérmica), la cual es más eficiente a bajas temperaturas y altas

presiones. De derecha a izquierda se representa la fase de regeneración (reacción

endotérmica), la cual es más eficiente a elevadas temperatura y bajas presiones.

El gas ácido tomado por la solución es aproximadamente 0.35mol por mol de MEA pura.

En función de estos valores puede ocurrir una corrosión severa, sin embargo, la solución

regenerada (la solución pobre que entra al absorbedor) todavía contiene gases no

hidrocarburos. A continuación se muestra el contenido de estos gases en la solución pobre

para diferentes relaciones de H2S/CO2 en el gas de alimentación.

101

Tabla N° 1.1 Contenido de gas ácido en la solución pobre

(H2S/CO2)

gas de alimentación

0.1 1 10

H2S en la solución pobre

CO2 en la solución pobre

mol/mol MEA pura

mol/mol MEA pura

0.002

0.134

0.006

0.129

0.03

0.05

La degradación de las soluciones de MEA se acentúa rápidamente cuando están sometidas

a temperaturas excesivas, es por ello que generalmente la presión se encuentra entre 1.2bar

a 2bar para mantener la temperatura (punto de burbuja de la solución) en un rango de

107°C a 122°C. La relación de reflujo varían entre 1.5 y 3 (mol de agua/mol de gas ácido).

Asimismo, muchos productos tales como oxígeno, CO2, COS, CS2, pueden causar la

degradación de las soluciones de MEA, las cuales una vez degradadas pueden causar

corrosión severa. Como otras etanolaminas, MEA está sujeta a la oxidación y subsiguiente

degradación, observándose que los productos obtenidos posteriores a la degradación, no

pueden reconvertirse en aminas limpias con simple aplicación de calor:

• CO2: Las sales carbonatadas de MEA reaccionan lentamente para producir bases más

fuertes que las soluciones de MEA, las cuales son más difíciles de regenerar. A dichas

sales se les atribuyen características corrosivas.

• COS: Formado por la inter reacción entre el H2S y CO2, reacciona con MEA para

formar sales estables a la aplicación de calor.

• CS2: También reacciona con MEA para contribuir a la presencia de sales estables en la

solución.

El recuperador de MEA o ¨Reclaimer¨, cumple una parte importante en la reducción de la

corrosión, formación de espuma y el taponamiento o contaminación. Restaura la utilidad de

las aminas con la remoción de impurezas con elevados puntos de ebullición y no volátiles

(sales estables a la aplicación de calor, ácidos volátiles, sólidos, derivados férricos). En

general, la solución de amina es recuperada o restaurada por medio de una destilación

semicontinua en un recipiente caliente (caldera). Dicho recipiente tiene una capacidad

102

líquida de aproximadamente 100 veces la tasa de alimentación, expresada en m3/minuto.

Una parte de la corriente de amina (generalmente 1% al 3% de la solución circulante)

ingresa al recuperador tomada del producto obtenido en el tope de la regeneradora.

Posteriormente se llena el recuperador hasta que los tubos del intercambiador de calor se

sumergen completamente; en ese instante cesa la alimentación y se ajusta la caldera en su

temperatura de operación. La fase de vapor generada en el recuperador se envía

nuevamente al regenerador. Cuando los líquidos comienzan a destilar, el gas

sobrecalentado es vapor principalmente, y a medida que la destilación continúa, la fase

líquida se hace más concentrada en MEA; en ese instante se inicia nuevamente la

alimentación con solución fresca para mantener el nivel líquido en la caldera. La

concentración de MEA incrementará hasta que la composición de vapor se aproxima a la

composición de la solución circulante.

Cuando se alcanza el equilibrio, un flujo predeterminado regresa al recuperador. Si la

solución no se contamina, la temperatura permanecerá constante. Con una solución

contaminada, el punto de ebullición de la solución se incrementa y los contaminantes se

concentrarán en la fase residual líquida. Cuando la temperatura del recuperador esta entre

150°C y 160°C (temperaturas más elevadas podrían degradar la solución de MEA), la

alimentación al recuperador se detiene. El ciclo de recuperación finaliza completamente

cuando en su totalidad la amina ha sido removida. Los residuos depositados en el fondo del

recipiente (una especie de lodo), son removidos con agua y comienza un nuevo ciclo.

Durante el llenado inicial del recuperador se agrega soda cáustica, para neutralizar las sales

estables al calor y los ácidos volátiles (se agrega generalmente 0.03% en peso, la añadidura

en exceso incrementa la temperatura de ebullición del líquido).

La formación de espuma en las soluciones de MEA tiene un efecto directo sobre la

capacidad de tratamiento de la unidad (pérdida del contacto apropiado vapor/liquido, y

existirá una distribución pobre de la solución). Las causas que pueden favorecer la

formación de espuma pueden asociarse con:

• Sólidos suspendidos

• Hidrocarburos líquidos

103

• Ácidos orgánicos que forman jabones con MEA

• Agentes superficiales que contienen los inhibidores y aceites lubricantes

• Descomposición y degradación de MEA por subproductos.

• ¨Pre-comissioning¨ deficiente antes del arranque de las operaciones.

En general, las pérdidas de MEA son debido a la vaporización, pérdidas químicas y

mecánicas y aproximadamente es de 16kg de MEA cuando el gas de alimentación no

contiene COS, de lo contrario las pérdidas se incrementan.

1.1.1.2 Diglicolamina (DGA)

El nombre real es para este producto es aminoetoxyetanol 2-1. Ésta es una amina primaria

altamente reactiva con los gases ácidos, cuyo proceso de endulzamiento es muy parecido al

de las soluciones de MEA [11,12,13]. Las soluciones acuosas de DGA se utiliza con

concentraciones entre 50% y 65% en peso, debido a que su punto de burbuja esta entre

16°C a 21°C, es decir más bajos que para las soluciones al 15% en pesos de MEA.

Concentraciones mayores obligan a disminuir la tasa de circulación que las empleadas en

MEA. El bajo punto de congelación de la solución ofrece una ventaja sobre las otras

soluciones de amina especialmente en localizaciones con climas fríos (soluciones 50% en

pesos DGA tienen un punto de congelación de -35°C). La composición del gas de

alimentación debe contener un mínimo de 1.5% al 2% molar de gases no hidrocarburos

para el uso óptimo del proceso de endulzamiento por DGA. Esta soluciones se utilizan para

remover CO2 (cuando el gas de alimentación está libre del H2S), H2S (cuando el gas de

alimentación está libre del CO2) o H2S y CO1. No es por lo tanto un proceso conveniente

para el retiro selectivo de H2S cuando el CO2 esta presente en el gas. La relación (CO2/H2S)

puede variar desde 100/1 a 0.1/1 y el contenido de gases no hidrocarburos puede exceder el

30% molar del gas de alimentación. DGA reduce con facilidad la concentración del H2S en

el gas tratado, por debajo de 4ppm en volumen; y en general, DGA es similar en muchos

aspectos a MEA. DGA también reacciona con los productos derivados del sulfuro (COS y

CS2) y por lo tanto se requiere de un recuperador para limpiar la solución (el cual operara

como el descrito en el proceso MEA). Si existe presencia de mercaptanos en el gas de

104

alimentación, la solución de DGA retirará solamente una pequeña porción de estos

contaminantes, permaneciendo una parte considerable de los mismos en el gas tratado.

Debido a la naturaleza de este producto, el comportamiento de las reacciones químicas es

similar a las soluciones de MEA. En el caso de DGA:

R = C2H4OH-C2H4O

Como referencia, para una solución de DGA al 65% en peso, los gases no hidrocarburos

absorbidos por la solución está entre 0.35 y 0.4mol por cada mol de DGA puro. Sin

embargo, la solución regenerada todavía contiene entre 0.05mol y 0.1mol de gases no

hidrocarburos por mol de DGA puro (principalmente CO2 cuando es uno de los gases

ácidos a retirar). Consecuentemente, la cantidad neta de gases no hidrocarburos tomada por

la solución pobre está entre 0.25 y 0.35mol por mol de DGA. La alta concentración de la

solución conduce a altas temperaturas de absorción químicas (la temperatura debe ser

alrededor 85°C). Para incrementar la eficiencia de absorción, se dispone de un enfriador

para la solución colocado en la sección inferior de la columna (empleando agua o aire como

medio refrigerante). El uso del enfriador mantendrá una tasa de circulación baja, de tal

modo se disminuyen los requerimientos del calentador así como las cargas en el

intercambiador amina/amina y en el enfriador de la solución de amina pobre. La solución se

regenera a temperaturas entre 127°C y 138°C (temperatura del calentador).

Las fuentes de degradación, formación de espuma y sus consecuencias en las soluciones

DGA son idénticas a las mencionadas para soluciones de MEA. Lo mismos criterios

aplican para los procesos de purificación de la solución con un recuperador. A continuación

se muestran las pérdidas reportadas de DGA, basadas en un gas con menos de 50ppm en

volumen de COS:

105

Tabla N° 1.2 Pérdidas en las soluciones DGA

%molar de gases ácidos Perdidas DGA (Kg/Mm3 de gas alimentado)

5

10

15

45 a 75

70 a 100

95 a 125

1.1.1.3 Dietaniolamina (DEA)

Es una amina secundaria. El esquema de proceso de DEA es similar al esquema de proceso

de MEA a excepción del recuperador que no se requiere. Las soluciones acuosas de DEA se

utilizan con concentraciones entre 25% y 35 % en peso [14]. Las soluciones de DEA no

permiten la remoción selectiva y retendrá simultáneamente el H2S y el CO1. A ambos

contaminantes es posible disminuirles sus niveles de concentración tanto como sea

requerido y sin importar su contenido inicial en el gas de alimentación. Obviamente, no es

un proceso conveniente para la remoción selectiva de H2S en presencia de CO2 en el gas a

ser tratado. Debido a la débil o inexistente reacción de DEA con el COS y CS2, DEA se ha

utilizado ampliamente en el tratamiento del gas natural, no requiriendo una unidad de

recuperación de la solución, siendo su ventaja principal sobre las aminas primarias. El COS

y CS2 son removidos por DEA, con una reacción de hidrólisis. Para alcanzar bajas

concentraciones de H2S en el gas tratado (4ppm en volumen o aún menos), a partir de un

gas de alimentación con alto contenido de H2S, se requiere una alta tasa de solución DEA al

25% en peso. En presencia de mercaptanos en el gas de alimentación, la solución de DEA

removerá entre un 10% al 60 % en función de sus puntos de ebullición.

Al observar las reacciones químicas, el H2S reacciona más rápidamente que el CO2, y

genera bisulfito de etanolamina:

R2NH + H2S---R2NH2HS

La absorción química del CO2 es más compleja, este reacciona con DEA para formar sales

carbonatadas de DEA:

106

2R2NH + CO2----R2NCOOR2NH2

En solución acuosa, el ácido orgánico (CO2+H2O) reacciona con DEA para formar sal de

bicarbonato de fácil regeneración.

R2NH + H2O + CO2---- R2NH2HCO3

Donde R = C2H4OH

Las reacciones citadas son reversibles; exotérmicas de izquierda a derecha (absorción) y

endotérmicas de derecho a la izquierda (regeneración).

Los gases no hidrocarburos removidos por la soluciones DEA generalmente no exceden los

0.4mol por mol de DEA puro. El contenido de gases no hidrocarburos residual en la

solución regenerada es cercano a los 0.07 mol/mol de DEA puro. La cantidad neta de gases

no hidrocarburos removidos con una solución DEA al 25% es alrededor de 0.3mol por mol

de DEA puro. La degradación de las soluciones DEA incrementa rápidamente cuando se

someten a temperaturas excesivas. Para una solución DEA al 25% en peso, una presión de

regeneración de 1.5 bar conducirá a una temperatura de regeneración (salida del rehervidor)

de 130°C. Las relaciones de reflujo varían entre 2mol y 1.5mol de agua por cada mol de

gases no hidrocarburos. Como otras etanolaminas, DEA está propensa a oxidarse y

degradarse, sin poder reconvertir en aminas libres con aplicación del calor los productos

resultantes de la degradación. De este modo, no esta permitido el ingreso de aire en

cualquier parte del proceso.

La formación de espumas en las soluciones DEA tiene un efecto directo en la capacidad de

tratamiento de las unidades de proceso, por la pérdida del contacto apropiado entre

vapor/líquido, la cual disminuye los efectos deseados por la solución y hace inapropiada su

distribución. Las causas de la formación de espuma en soluciones de DEA se pueden

atribuir:

• Sólidos suspendidos

• Hidrocarburos líquidos

107

• Agentes superficiales

• ¨Pre-comissioning¨ deficiente antes del arranque de las operaciones.

1.1.1.4 Metildietanolamina (MDEA)

MDEA es una amina terciaria. Su incursión en los procesos de endulzamiento de gas

natural es reciente y ha recibido mucha atención debido a su capacidad selectiva de

remoción con el H2S en presencia de CO1. De igual modo resulta interesante el uso de esta

amina para la remoción de CO2 debido a su bajo calor de reacción con este compuesto

(ahorro de energía en la sección de regeneración). Los principales propietarios o con

derechos de aplicación de procesos basados en MDEA son los siguientes:

• BASF: MDEA (aMDEA) con la incorporación del agente activado Piperazin. La

primera planta industrial fue construida en 1971 y hasta la fecha existen

aproximadamente 80 referencias mundiales (22 % para gas natural).

• DOW Chemical[15]: El proceso ¨Gas-Espec¨ emplea un producto activo derivado del

MDEA (Spec SS), preferiblemente para remoción selectiva de H2S. La formulación del

solvente también puede permitir la remoción controlada de CO2 (solvente MDEA CS-3)

para ajustar el poder calorífico total del gas de exportación.

• EE(P): El agente activo agregado al MDEA se adapta al tipo de gas agrio a ser

removido. Las características específicas de este diseño es que una pequeña porción de

solución rica de amina es regenerada en una sección convencional de regeneración (con

una columna de fraccionamiento, un rehervidor y un condensador). El resto de la

solución rica es regenerada en etapas múltiples (generalmente 2 etapas) por separación

instantánea (solución semi-pobre).

• UOP: Proceso “Amine Guard”, el cual emplea una solución genérica de MDEA y una

variedad de solventes conocidos como Ucarsol, fabricados por UOP y diseñados para la

remoción selectiva de H2S, remoción simultánea de H2S y CO2, o la remoción selectiva

de CO2 de un gas de alimentación libre de H2S.

El MDEA puro se utiliza generalmente en soluciones acuosas con concentraciones entre

108

35% y 50% en peso. La solución genérica de MDEA se utiliza para el retiro selectivo de

H2S y disminuir sus concentraciones por debajo de 4ppm o valores más bajos, a partir de un

gas de alimentación con presencia de CO2 y H2S. Es posible utilizar una solución de

MDEA activa para el retiro neto de H2S y CO2, satisfaciendo las especificaciones de venta

para ambas impurezas. Cuando el CO2 es el único gas ácido, su remoción puede realizarse

utilizando soluciones genéricas de MDEA, pero se requerirán mayores tasas de circulación

en comparación al uso de aminas primarias y secundarias (no obstante la energía térmica

requerida será menor).

Al contacto con una solución de MDEA, el H2S reacciona inmediatamente como sigue:

R2NCH3 + H2S--- R2NHCH3HS

MDEA por ser una amina terciaria, no presenta en su molécula el átomo de hidrógeno

unido directamente al átomo de nitrógeno. Esto tiene un impacto importante en la reacción

química entre el CO2/MDEA, ya que se inhibe la formación de sales de carbonatos que es

importante para las aminas primarias y secundarias, mientras la formación de bicarbonato

(fácil de remover de la solución rica para reconstituir un solución pobre con un contenido

insignificante de CO2) se convierte en la única reacción importante.

R2NCH3 + CO2 + H2O-----R2NHCH3HCO3

Donde R = C2H4OH

Las reacciones son reversibles.

En las soluciones genéricas de MDEA, el gas ácido retenido debe permanecer por debajo

de 0.45mol/mol de MDEA puro para evitar la corrosión. La solución pobre con presencia

de CO2 es de alrededor 0.01mol de CO2/mol del solvente puro.

1.1.1.5 Carbonato de Potasio

El carbonato de potasio (K2CO3) es una sal alcalina que se utiliza para la remoción de gases

no hidrocarburos [16]. A condiciones ambientales, el carbonato de potasio esta en fase

109

sólida, pero el mismo es utilizado en soluciones acuosas. Para mantener el carbonato

disuelto en el agua, la solución debe mantenerse a temperaturas superiores a los 60°C para

una solución de carbonato al 30% en peso. Distinto a las soluciones de amina, las de

carbonato de potasio no son susceptibles a la contaminación con oxígeno. El producto está

disponible en el mercado pero los procesos basados en su uso son desarrollados por las

compañías dueñas de las licencias comerciales, siendo UOP la principal con sus procesos

Benfield con amplias referencias industriales en el endulzamiento de gas natural. El

proceso CATACARB también se basa en el uso de carbonato de potasio pero presenta

menos referencias de aplicación industrial.

El H2S al contacto con la solución de carbonato de potasio reacciona químicamente de la

siguiente manera:

K2CO3 + H2S--- KHS + KHCO3

La reacción de absorción es exotérmica, donde el calor de reacción del K2CO3 con el H2S

es de 22 BTU/PCN.

La reacción química para la remoción de CO2 es:

K2CO3 + CO2 + H2O---- 2KHCO3

La reacción de absorción es exotérmica. El calor de reacción del K2CO3 con CO2 es de 32

BTU/PCN de CO1. El carbonato se transforma en bicarbonato durante el ciclo de absorción.

Pero en el ciclo de regeneración, el bicarbonato se transforma otra vez en carbonato una vez

retirado el CO2 (de hecho no todo el bicarbonato se convierte en carbonato). Generalmente,

el carbonato de potasio es conveniente para la remoción masiva de CO2 a partir de un gas

de alimentación libre de H2S o con una alta relación CO2/H2S. Cuando H2S y CO2 están

presentes en el gas de alimentación, la sal de sulfuro que resulta de la reacción química con

el H2S es difícil de regenerar; lo cual agrega un contenido innecesario a la solución y

disminuye su eficiencia. Obviamente, este proceso no es conveniente para la remoción

selectiva de CO2 cuando en el gas de alimentación este presente el H2S en cantidades

molares no insignificantes. Para incrementar la absorción de gases no hidrocarburos, se

110

pueden agregar aminas al carbonato de potasio. El COS y CS2 también son removidos con

los procesos ¨Hot Pot¨; la hidrólisis de estos productos conduce a la formación de CO2 y

H2S. Asimismo, los mercaptanos pueden ser removidos hasta cierto grado con soluciones

de carbonato de potasio (dependiendo de su peso molecular).

1.1.2 Absorción Física

La absorción física se basa en el contacto entre el gas a ser tratado y un solvente utilizado

como un producto puro; al contrario de los procesos de aminas y carbonato de potasio

donde las reacciones químicas para la remoción de gases contaminantes son la base del

proceso. La absorción física es altamente dependiente de la presión parcial de los gases no

hidrocarburos a ser removidos del gas de alimentación proveniente de los pozos

productores [17,18].

A continuación se describen algunas de las aplicaciones industriales basadas en procesos de

absorción física.

1.1.2.1 “Fluor Solvent”

Este proceso utiliza carbonato de polipropileno, principalmente para la remoción de CO2 de

corrientes de gas natural a alta presión. En la mayoría de las aplicaciones, este proceso llega

a ser competitivo cuando la presión parcial del CO2 en el gas de alimentación es por lo

menos 75psi (5.2bar). Una buena parte de las unidades de “Fluor Solvent” fueron instaladas

en los años 70, con rangos de flujo entre 10 MMPCND a 270 MMPCND, presiones de la

torres absorción entre 27 barg y 137barg y concentraciones de CO2 en la alimentación entre

17% a 53 %molar.

1.1.2.2 Selexol

Este proceso desarrollado inicialmente por NORTON y ahora propiedad de UOP, emplea

Dimetil Éter de Glicol Polietileno para remover H2S, CO2, COS, agua y mercaptanos del

gas natural; existiendo una fuerte preferencia por los componentes basado en sulfuros. Su

desventaja importante es la co-absorción de hidrocarburos (por ello puede tener aplicación

111

para la extracción de LGN). La tabla presentada a continuación describe las solubilidades

relativas de varios gases en el solvente SELEXOL [15].

Tabla N° 1.3 Solubilidades relativas de varios gases en el solvente SELEXOL

Componentes Solubilidad relativa (Base=metano)

C1

CO2

H2S

C2

C3

nC4

nC5

C6

C7

CH3SH

COS

CS2

BENZENO

H2O

1

15.2

134

6.5

15.4

36

83

167

360

340

35

360

3800

11000

La tabla anterior muestra un buen potencial para la remoción de mercaptanos del gas

natural (más eficiente que una alcanolamina clásica).

112

Cuando el SELEXOL se emplea para absorber principalmente H2S, el proceso también

removerá el agua y la mayoría de los componentes hidrocarburos a partir del C7+. Por otra

parte, si el fin es remover CO2, además del agua, el proceso también absorberá una

proporción significativa de componentes a partir del C3+. SELEXOL posee varias

referencias industriales a gran escala, tanto para aplicaciones en tierra firme y costa fuera,

pero las mismas no son de data reciente.

1.1.2.3 Proceso Purisol/Rectisol

LURGI ha desarrollado dos solventes físicos para la remoción de gases ácidos: El proceso

Purisol que emplea una solución de N-metil-2 pirrolidona (NMP) con alto potencial en el

campo de gas natural para la absorción de H2S; sin embargo, hasta la fecha son pocas las

referencias industriales de dicho solvente.

Por otra parte, el proceso RECTISOL, patentado y comercializado a través de la alianza

conformada por Linde & Lurgi, es un proceso que permite remover el H2S, COS y CO2 del

gas natural. Básicamente RECTISOL remueve los gases ácidos con una solución de

metanol enfríada (-60ºC) que posteriormente es regenerada para su reutilización. Las

características generales del proceso es la disolución del dióxido de carbono, cuya

efectividad depende únicamente de la solubilidad de dicho gas en el solvente, y de la

presión parcial del mismo. A baja presión parcial, la capacidad de absorción de los

absorbentes físicos es considerablemente inferior a la de los químicos, pero la efectividad

de la absorción es mejor cuando la presión parcial es suficiente. Por lo tanto la absorción

física se suele emplear en procesos a alta presión. También hay que tener en cuenta que la

temperatura influye en la solubilidad (la solubilidad es mayor a menor temperatura) de los

gases en los líquidos. Adicionalmente, RECTISOL absorbe trazas de otros compuestos,

tales como hidrocarburos de alto peso molecular y compuestos orgánicos sulfurados, sin la

formación de productos de reacción no deseados. En general, la desventaja del proceso de

absorción física es su complicación debido a que la absorción selectiva, la desorción y los

reciclos se realizan en etapas. Por otro parte y favorablemente para estos procesos, dado

que no existen reacciones químicas entre el solvente y el soluto, se necesita un menor

consumo de energía para desorber los gases ácidos.

113

1.1.3 Absorción Físico-Química

Este proceso combina los beneficios de absorción de las alcanolaminas (absorción química)

y la capacidad de endulzamiento de los solventes utilizados para la absorción física. El

proceso emplea una solución acuosa de aminas y un solvente físico, que al fluir a

contracorriente con el gas a ser endulzado en una torre de absorción, permite la reacción del

solvente químico con el H2S y CO2 y al mismo tiempo se hace presente el proceso de

difusión por la diferencia de presiones parciales entre el gas y el solvente físico; para cada

uno de los gases a ser removidos. En general, el proceso de absorción físico-química

permite la remoción simultánea de H2S y CO1.

1.1.3.1 Proceso Sulfinol

La tabla a continuación muestra una comparación entre los procesos clásicos de aminas,

carbonato de potasio y SULFINOL, sin embargo sus resultados no deben generalizarse a

ningún caso específico de remoción de gases contaminantes del gas natural.

Tabla N° 1.4 Comparación entre los procesos de aminas, carbonato de potasio y

SULFINOL

MEA DEA K2CO3 SULFINOL DGA Concentración Solución Pobre

%Peso 15% 25% 30% 80% 50%

Tasa Desorción (lb/gal) 1 1.2 1.2 0.6 0.8 1.35

Absorción C3+ NO NO NO SI Ligero2

Remoción de COS SI SI SI SI NO

Productos no regenerables por

presencia de COS

SI NO NO NO NO

Necesidad de “Reclaimer” SI NO NO SI 3 SI

• (1) varía con la relación H2S/CO2

• (2) Requerido para SULFINOL-D y altas concentraciones de CO2 en el gas de

114

alimentación.

• (3) 0.01 mol

Un problema potencial puede ocurrir cuando se alimenta una unidad de recuperación de

sulfuros (proceso de CLAUS por ejemplo) con una corriente de gases ácidos provenientes

de una unidad SULFINOL, debido a que la presencia de hidrocarburos disminuye la calidad

y especificación del sulfuro.

La solución de SULFINOL puede solidificarse a temperaturas cercanas a - 2°C, por lo que

demanda cuidados especiales durante el almacenamiento de la solución; asimismo la

degradación debido a la presencia de COS es insignificante. Particularmente, en las

unidades basadas en DIPA que tratan gases con importante contenido de CO2 puede

requerirse un recuperador (la calidad de DIPA se degrada con el CO2). Así como en los

procesos de amina, SULFINOL puede estar propenso a la formación de espumas en la torre

de absorción; cuyas posibles causas pueden atribuirse a las siguientes causas:

• Partículas en el solvente: El tamaño estándar de filtración para las unidades de

SULFINOL es de 10 micrones. Para considerar que un solvente es limpio, el nivel de

partículas debe ser <10ppm

• Degradación de los componentes del solvente: Las principales fuentes de degradación

están asociadas con altas temperaturas en los tubos del calentador, y los gases no

hidrocarburos u oxígeno presente en el gas de alimentación. El nivel aceptable de sales

estables al calor debe ser <3%, ya que cercano a este valor se espera la formación de

espumas

• Condensación de hidrocarburos en el absorbedor: Eventualmente los hidrocarburos

presentes el gas de alimentación pueden condensarse y favorecer la formación de

espuma

• Hidrocarburos pesados (C6+) en el gas de alimentación: Es conocida la contribución de

los hidrocarburos pesados en la formación de espumas dentro de la torre de absorción

de los sistemas SULFINOL. Pero del mismo modo los hidrocarburos livianos (líquidos)

115

presentes en la solución de SULFINOL contribuyen a la formación de espumas en el

regenerador debido a la vaporización de solventes

• Grasas: Las causas están asociadas con inadecuados procedimientos de limpieza.

• Lubricantes: Puede contribuir a la formación de espumas si los sellos de las bombas son

deficientes, permitiendo una significante migración de lubricantes dentro del proceso

• Uso excesivo de antiespumantes: Los mismos pueden contribuir a la formación de

espumas, debido a que la formulación de los antiespumantes incluye emulsificantes, que

en caso de acumularse significativamente pueden convertirse en agentes activos que

pueden contribuir con la formación de espuma.

Este proceso tiene un buen número de referencias industriales en plantas de LGN, como

por ejemplo, los trenes de las unidades de endulzamiento de las plantas de BRUNEI

(SHELL) y BINTULU en Malasia (SHELL) son basados en el proceso sulfinol clásico,

mientras la unidad de endulzamiento de la planta de LGN en QATARGAS se basa en el

proceso SULFINOL-D.

1.1.3.2 Proceso Hybrisol

Este proceso basado en la tecnología IFPEX 1 y la experiencia con procesos MDEA es

desarrollado por TOTAL y el Instituto Francés del Petróleo.

El concepto, consiste en combinar una unidad de endulzamiento que emplea MDEA y una

solución de metanol con un proceso criogénico de recuperación de GLP. En el proceso de

endulzamiento el gas se satura en metanol, quien ayuda a la inhibición del hidruro en el

proceso criogénico; posteriormente el metanol se recobra por condensación.

116

Gases contaminantes

Agua

Desp

ojad

or

de M

etano

l


Solvente Hibrido

Enfriamiento

Gas endulzado y deshidratado

Metanol

Agua y Metanol decantada

LGN endulzado

Gas endulzado

Metanol con el gas de alimentación

Metanol semi pobre

Gases contaminantes

Gas Combustible

Calor

Metanol con el gas endulzado

Solución acuosa de amina rica

Figura N° 1.1. Diagrama del proceso Hybrisol

Figura N° 1.2. Proceso de endulzamiento desarrollado por el IFP y TOTAL

El proceso de remoción de gases ácidos mostrado en la Figura N° 1.2, funciona con una

mezcla de metanol, agua y MDEA y el esquema de proceso es similar a cualquier proceso

de regeneración de aminas, pero con la adición de un tambor de venteo llamado “cold

117

drum” en la parte superior de la columna de regeneración para la recuperación del metanol

El IFP y TOTAL han instalado una unidad experimental en las instalaciones de

investigación en Lacq, que ayudará a concluir los estudios termodinámicos y confirmar la

capacidad para remover mercaptanos. Se espera que este proceso desarrollado para

competir con el con el proceso Sulfinol de SHELL, minimice la recirculación de solvente

cuando existan un contenido considerable de gases ácidos. En este proceso que combina la

absorción química y física, cuando existan presiones parciales considerables, la absorción

física resultara más significativa.

1.1.4 Permeación a través de Membranas

Los múltiples beneficios de la tecnología de membranas han sido probados en una amplia

variedad de instalaciones en el ámbito mundial, al punto que los vendedores de las

tecnologías tradicionales de endulzamiento han considerado adquirir o desarrollar procesos

basados en esta nueva tecnología; previniendo la disminución de la presencia de otros

procesos en el mercado. Otras compañías han apostado por combinar en sistemas híbridos,

lo mejor de sus tecnologías tradicionales con los sistemas de membranas o emplearlas para

desembotellar los procesos existentes.

Para hacer frente a la necesidad de endulzamiento se dispone de una amplia variedad de

tecnologías, pero específicamente en el caso de membranas, sus aplicaciones principales

son las siguientes:

• Endulzamiento de gas natural

• Recuperación mejorada de petróleo, donde el CO2 es removido de gas natural asociado y

reinyectado en yacimientos de petróleo para incrementar la recuperación de dicho

hidrocarburo.

Teóricamente el proceso de permeación ocurre en 4 pasos y no involucra equipos rotatorios

ni requiere consumo de energía:

• Adsorción del CO2 y H2S por la superficie activa de la membrana (a la presión del

118

gas de alimentación)

• Disolución del CO2 y H2S en la membrana

• Difusión del CO2 y H2S a través de la membrana

• Desorción del CO2 y H2S de la membrana (a baja presión).

La remoción de los componentes no hidrocarburos es proporcional a su presión parcial

dentro de la mezcla de gas que alimenta las membranas, por tanto este proceso no funciona

correctamente a bajas presiones. Los principales fabricantes de membranas son:

• CYNARA (del grupo NATCO), su primera planta fue construida en 1983 (Sacroc,

Tejas) y utiliza membranas de fibras huecas fabricadas en celulosa de triacetato que

adicional al uso convencional, estos elementos se pueden emplear principalmente para

la remoción de CO2 presentes en mezclas de hidrocarburos líquidos livianos. La planta

(Marathon’s Burns Point Gas en St-Mary Parrish al sur de Luisiana) utiliza membranas

CYNARA alimentadas con corrientes líquidas de gas natural (LGN) para endulzar

3000BPD de LGN con 11.7%molar de CO2 a la entrada y reducirlo hasta 5%molar CO2

máximo. Debido a la limitación que sus elementos no pueden soportar altas presiones

(superiores a 100bar), CYNARA está desarrollando prototipos de membranas más

robustos, basados en poliamidas y otras clases de acetato de celulosa. Las membranas

son instaladas verticalmente aprovechando el drenaje natural del líquido condensado

que puede formarse debido al desplazamiento del punto de rocío de los hidrocarburos

presentes en el gas, por la reducción del contenido del CO1. CYNARA puede proveer

tubos con elementos de membranas de 16¨ de diámetro y 2m de longitud.

• KVAERNER (GRACE), originalmente desarrolló la tecnología de membranas con

elementos de láminas en espiral (acetato de celulosa) desde principios 1984 hasta julio

1993 en donde probaron con poliamidas. Las unidades de membranas puede incluir

varios módulos instalados horizontalmente, que disponen internamente entre 6 a 8

elementos de membranas. Es importante destacar que tanto los elementos de

membranas de fibras huecas o laminas en espiral pueden ser instalados en el mismo tipo

de módulo. A partir de 1990 hasta 1993, GRACE ha proporcionado más de 80 unidades

119

basadas en su tecnología convencional con elementos de laminas en espiral, para la

remoción de gases ácidos (principalmente CO2) con capacidades en volumen que varían

entre 0.5MMPCND a 20MMPCND. A partir de 1993 y hasta 1996, con el desarrollo de

la tecnología de fibras huecas, la lista de referencias industriales de KVAERNER

incluyen hasta la fecha más de 20 plantas de membranas en operación. Entre las plantas

más relevantes instaladas con los nuevos elementos de GRACE, resalta un proyecto

desarrollado en julio de 1996, para la planta en Indonesia (ASAMERA) con capacidad

de 310 MMPCND.

• UOP SEPAREX (del grupo UOP) emplea elementos de membrana de láminas en

espiral (acetato de celulosa). La unidad de membrana incluye varios bancos por trenes,

en los cuales se pueden disponer hasta 10 elementos de membranas en cada tren (8¨ de

diámetro y 42¨ de longitud). Entre 1983 y 1994 se instalaron más de 45 unidades

comerciales para la remoción de CO2, como las construidas en Qadirpur y Kadanwari

(Paquistán, 1993). La primera con capacidad de 265 MMPCND, para contenidos de

CO2 en la alimentación y los gases tratados de 6.5% y 2% respectivamente a 845lpc.

Las unidades de membrana están configuradas en dos etapas de separación en serie, con

una etapa de compresión intermedia. La planta de Kadanwari (210 MMPCND) permite

manejar un gas de alimentación con contenido de CO2 cercano al 12 %molar y obtener

un gas de venta con aproximadamente 3%molar de CO2 a 1275lpc. Existen otras

referencias industriales de relevancia como la planta de PEMEX en México (construida

recientemente) para tratar 120MMPCND con alto contenido de CO2 cercano al

80%molar, y lograr especificaciones de venta en el gas de 5%molar CO1. UOP utiliza

un diseño particular de los equipos de pretratamiento llamado MemGuardTM colocado

aguas arriba de las unidades de membranas. El CO2 removido se emplea para

recuperación mejorada de crudo reinyectándolo en los yacimientos.

• MEDAL es una empresa perteneciente a Air-Liquide, que ofrece membranas para la

remoción de CO2, “Up-grading” de H2 y paquetes de nitrógeno.

• Las membranas de PRISM (grupo Monsanto) se desarrollaron originalmente para “Up-

grading” de H2 en la industria química, petroquímica y de refinación, también son

disponibles para la remoción de CO1.

120

• Ube, compañía japonesa, es el único proveedor no americano que propone su propio

sistema de membranas para endulzar gas natural y procesos de “Up-grading” para

hidrógeno; teniendo incidencia sobre todo en los países sujetos a embargos comerciales

por EE.UU.

1.1.4.1 Materiales para la fabricación de membranas

En la actualidad, los únicos materiales comercialmente

En la actualidad, los únicos materiales comercialmente empleados par la fabricación de

membranas son polímeros: Celulosa de acetato, poliamidas, polimidas, polisulfonatos,

policarbonatos y poliéter; siendo el primero el material de mayor certificación.

Particularmente las polimidas presentan potencial en ciertas aplicaciones para endulzar el

gas natural pero no tienen el respaldo industrial con el que cuentan las celulosas como para

masificarse o implementarse en proyectos de gran escala. En general, el material polimérico

a ser seleccionado para la construcción de la membrana debe ser permeable al CO2 de

manera selectiva y mermar el paso de los componentes hidrocarburos en el gas a través de

la membrana. Al inicio de la tecnología estos materiales se emplearon en la remoción de

hidrógeno, pero cuando se consideró para la retención de CO2, debieron ser modificados

para obtener mejores rendimientos; como es el caso de la celulosa de acetato, que se utilizó

inicialmente para el desarrollo de los procesos de osmosis inversa pero su aplicación resulto

más atractiva para el procesamiento de gas natural.

1.1.4.2 Estructuras de las Membranas

Los avances tecnológicos actuales han permitido sobreponerse a las limitaciones de obtener

espesores adecuados para los elementos de membranas y que los mismos simultáneamente

presentaran buena permeabilidad para la remoción de gases no hidrocarburos. La solución

se basó en producir una membrana que consistía en una capa no porosa extremadamente

fina, sobrepuesta en otra capa mucho más gruesa y altamente porosa del mismo material.

La estructura de estas membranas se considera asimétrica, en comparación con una

estructura homogénea, donde la porosidad de la membrana es más o menos uniforme en

todas partes. La capa no porosa resuelve los requerimientos de la membrana ideal, es decir,

121

es altamente selectiva y también delgada. La capa porosa proporciona la ayuda mecánica y

permite el flujo libre de los compuestos que permean a través de la capa no porosa. Aunque

las membranas asimétricas son una mejora considerable de las membranas homogéneas, las

mismas presentan una desventaja. Al componerse de un solo material, son costosas y el

hecho de requerir modificaciones especiales para condiciones particulares obliga a ser

producidas en pequeñas cantidades.

Figura N° 1.3 Estructura porosa de una membrana asimétrica

Esta dificultad se puede superar, produciendo una membrana compuesta, que consiste en

una delgada capa selectiva hecha de un polímero que se coloca encima de una membrana

asimétrica, que se compone de otro polímero. Esta estructura compuesta permite que los

fabricantes de membranas utilicen materiales fácilmente disponibles para la porción

asimétrica de la membrana y de polímeros especialmente mejorados para optimizar la

separación requerida en la capa selectiva. Este tipo de estructuras compuestas se están

utilizando en la mayoría de las nuevas membranas diseñadas para la remoción de CO2,

debido a que las características de la capa selectiva deseada se pueden ajustar fácilmente sin

incurrir en incremento de costos significantes.

1.1.4.3 Tipos de Membranas

Las membranas para el tratamiento de gas natural, se fabrican en una de dos formas

122

disponibles: láminas en espiral o fibra hueca. Las primeras se empacan típicamente en

forma espiral, mientras las fibras huecas se disponen en un arreglo similar a un tubo de

intercambio de calor.

1.1.4.4 Membranas de Láminas en Espiral “Spiral Wound Membrane”

El arreglo de láminas en espiral, consiste de dos láminas planas de membranas a las cuales

se les adhiere entre si un espaciador para el gas permeado a lo largo de tres de sus lados,

para formar un sobre (o “Leaf”, nombre asignado en el argot de la industria de membranas)

que está abierto en el extremo no adherido al espaciador. Estos sobres son separados por

otros espaciadores para el gas de alimentación y envueltos alrededor de un tubo por donde

permea el gas removido por las membranas. El gas entra a lo largo de la membrana y pasa a

través de los espaciadores del gas de alimentación que separan los sobres. Mientras que el

gas viaja entre los sobres, el CO2, H2S, y otros compuestos altamente permeables son

separados y difundidos a través de las membranas; debiendo viajar dentro de los sobres

hacia la tubería de permeado (una única salida en el sistema del gas permeado). La fuerza

motriz para el transporte es el diferencial de presión entre el permeado (baja presión) y el

gas de alimentación (alta presión). El gas permeado entra al tubo central de elemento de

membranas, dispuesto para su desalojo a través de los agujeros perforados en el mismo, y

desde allí, viajan aguas abajo para unirse con el permeado de otros tubos y conformar un

volumen total de gas permeado. El gas en el lado de la alimentación que no consigue

permear sigue moviéndose al lado opuesto a su entrada al sistema, hasta que sale del

elemento en dirección axial

Las posibles optimizaciones en la configuración de las láminas en espiral incluyen el

número de sobres y el diámetro del elemento. El gas permeado tiene que viajar la longitud

de cada sobre, así que el hecho de tener distancias más cortas (referidas al espesor de cada

sobre, considerando que el gas permeado se desplazará perpendicularmente al recorrido del

gas de alimentación) reducirán las caídas de presión. Por otra parte, los arreglos de láminas

espirales con diámetros considerables permiten mejores densidades de empaque pero

incrementan las dimensiones de los elementos del tubo y sus costos. También se incrementa

el peso de cada elemento, dificultando su manejo durante la instalación y reemplazo.

123

1.1.4.5 Membranas de Fibras Huecas “Hollow Fiber Wound Membrane”

En estos elementos las finas fibras se envuelven densamente alrededor de un tubo central o

patrón. En este patrón de envoltura, la entrada del gas de alimentación y la salida del gas

tratado se ubican a un lado en el tope del elemento, mientras el gas permeado rico en CO2,

se almacena en una sección en el fondo del elemento. El gas de alimentación fluye sobre y

entre las fibras, permitiendo el permeado de algunos componentes; dicho permeado viaja

dentro de las fibras hasta que alcanza una sección de almacenamiento “Pot” en donde se

mezcla con el gas permeado por otras fibras de las distintas áreas del elemento y el

permeado total es desalojado por una tubería localizada en el fondo.

Figura N° 1.4 Elemento de Membrana Tipo fibras Huecas

El gas que no permea, eventualmente alcanza el tubo central o patrón del elemento, el cual

está perforado de una manera similar a la tubería de permeado en las membranas de

laminas en espiral; pero en este caso, el tubo central permite la recolección del gas tratado y

no el permeado. Se pueden desarrollar optimizaciones para los elementos de fibra hueca,

por ejemplo, fibras más finas permiten una mayor densidad de empaque, pero fibras más

grandes presentan menor caída de presión en el permeado; aprovechándose la fuerza motriz

con mayor eficiencia. Otra optimización es el diseño de la manga o estructura externa del

elemento, la cual fuerza al gas de alimentación a fluir a contracorriente del gas perneado;

dichas mejoras podrían favorecer a patrones de flujo más eficientes.

124

Cada elemento descrito posee ventajas particulares; las láminas en espiral pueden manejar

presiones elevadas, son más resistentes a la contaminación y tienen un largo historial de

servicio en el endulzamiento de gas natural; mientras los elementos de fibras huecas poseen

una densidad de empaque mayor, es por ello que las plantas construidas en base a estos

elementos típicamente son más pequeñas que las plantas con elementos de placas en

espiral.

1.1.4.6 Trenes de Membranas

Una vez que los elementos de membranas se hayan fabricado, se ensamblan en un tubo que

permite su unión.

Figura N° 1.5 Tubo de Membranas con elementos de Láminas en espiral

Múltiples tubos son utilizados para conformar un tren de endulzamiento o “Skid” a los

cuales se les da una orientación horizontal o vertical, dependiendo del fabricante. En la

imagen se ilustra un tren con tubos orientados horizontalmente.

125

Figura N° 1.6 Tren de Membranas con orientación Horizontal

1.1.4.7 Consideraciones de Diseño

Muchos parámetros de proceso se pueden ajustar para optimizar el rendimiento del proceso,

dependiendo de las necesidades de aplicación y las condiciones deseadas del gas tratado.

Optimizar grandes sistemas es crítico, pero a su vez pequeñas mejoras pueden traer grandes

beneficios:

• Bajo costo

• Alta rentabilidad

• Fácil operación

• Alto recobro de hidrocarburos

• Bajo mantenimiento

• Bajo consumo de energía

• Poco peso y espacio.

Muchos de estos requerimientos son contrapuestos, por ello la dificultad de satisfacerlos

simultáneamente: por ejemplo, un sistema con alto recobro requiere generalmente un

compresor y de una segunda etapa de separación para el gas perneado (a los fines de reducir

126

FILTRO Pulidor Gas Tratado

Bajo Contenido CO2

CALENTADOR

FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO

GAS PERMEADO

Rico en CO2



las perdidas de hidrocarburos), que incrementa los costos de mantenimiento. El ingeniero

de diseño debe por lo tanto balancear los requerimientos y sobreponer entre si hasta

alcanzar un sistema óptimo total.

1.1.4.8 Esquema de Flujo

El esquema de procesos con membranas más simple es un esquema de una etapa de flujo.

El gas de alimentación se separa en una corriente residual rica en hidrocarburos y otra

corriente rica en CO1.

Figura N° 1.7 Esquema de Flujo de una Etapa de Endulzamiento

En aplicaciones de alta remoción de CO2, existen pérdidas de hidrocarburos los cuales

permean a través de la membrana con la corriente rica en CO1. En este caso los sistemas

multi etapas procuran recuperar una porción de estos hidrocarburos y reducir las pérdidas.

El diseño de dos etapas mostrado en la figura 1.8, permite que solamente una porción del

permeado de la primera etapa constituya una perdida; el resto se mezcla nuevamente en el

punto de alimentación de la primera etapa. La porción del permeado perdido en la primera

etapa se toma generalmente de los primeros módulos de la membrana, donde se remueve el

mayor porcentaje de CO2 del gas de alimentación y los hidrocarburos son los más bajos. El

permeado reciclado se encuentra a baja presión, por lo tanto debe presurizarse antes de que

pueda ser combinado con el gas de la alimentación.

127

Gas Tratado

GAS PERMEADO

PRE-TRATAMIENTO

MEMBRANFILTRO POLISHING

CALENTADOR

FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO


2da Etapa

1era Etapa

Gas Tratado

GAS PERMEADO

PRE-TRATAMIENTO

MEMBRANAS FILTRO PULIDOR

CALENTADOR

FILTRO COALESCENTE

CARBON ACTIVADO

2da Etapa

1era Etapa

Alim

enta

ció

n

Figura N° 1.8 Esquema de Flujo de dos Etapas de Endulzamiento

Una variante de los diseños de dos etapas, es procesar el gas permeado del primer tren en

una segunda etapa de membrana, como se muestra.

Figura N° 1.9 Variante del Esquema de Flujo de dos Etapas de Endulzamiento

El permeado de la segunda etapa, normalmente posee dos veces el contenido del CO2 en

comparación al retenido en el permeado de la primera etapa. El residuo de igual modo es

reciclado y combinado con el gas de alimentación. Se requiere un compresor para

presurizar el permeado de la primera etapa antes de que se procese en la segunda etapa.

Este último diseño de dos etapas proporciona mayor recuperación de hidrocarburos que con

una sola etapa, pero se requiere mayor energía de compresión (más gas debe comprimirse

para ser tratado). Al decidir si utilizar un sistema de etapa simple o dual, muchos factores

deben ser considerados. Se debe elaborar un análisis económico para asegurarse que los

costos de instalación y operación del compresor del reciclaje no excedan el ahorro producto

de la recuperación de hidrocarburos. A continuación, en el siguiente grafico se muestra el

128

porcentaje de recuperación de hidrocarburos contra el porcentaje de remoción de CO2 para

sistemas de una y dos etapas a ciertas condiciones de proceso. El porcentaje de

recuperación de hidrocarburos se define como el porcentaje de los hidrocarburos

recuperados en el gas de venta entre los hidrocarburos en el gas de alimentación.

Grafica N° 1.1 Efecto del Numero de Etapas de Separación

La recuperación de hidrocarburos de un sistema de dos etapas es perceptiblemente mejor

que en etapa sencilla. Sin embargo, al decidir si utilizar alguno de estos sistemas, el

diseñador debe también considerar el impacto del compresor de reciclaje (sistema de dos

etapas). Este impacto incluye los hidrocarburos adicionales usados como combustible, que

incrementan las pérdidas totales de hidrocarburo, así como el significativo costo de capital

de los compresores y la dificultad de su mantenimiento en localizaciones remotas. Para

remoción moderada de CO2 (=50%), los sistemas de una etapa proporcionan generalmente

mejores retornos económicos que los sistemas de etapa dual.

1.1.4.9 Tasas de Flujo

Debido a que los sistemas de membranas son modulares, incrementar proporcionalmente el

caudal de gas alimentado demandará mayor área de membranas para el endulzamiento,

considerado las condiciones de separación para cada caso. El caudal de hidrocarburos al

venteo o quema, también incrementan proporcionalmente, pero las pérdidas de

hidrocarburos en porcentaje permanecen constantes (hidrocarburos quemados o venteados

÷ hidrocarburos contenidos en el gas de alimentación).

129

1.1.4.10 Temperatura de Operación

Incrementos en la temperatura del gas de alimentación aumentan la permeabilidad de la

membrana y disminuyen su selectividad. El área de membrana requerida por lo tanto

disminuye, pero las pérdidas de hidrocarburos y la energía de compresión para los sistemas

de dos etapas incrementan, según lo demostrado en el gráfico.

Grafica N° 1.2 Efectos de la Temperatura de Operación

1.1.4.11 Presión de Operación

Los incrementos en la presión de alimentación permiten una mayor fuerza motriz a

través de la membrana

Grafica N° 1.3 Efecto de la Presión de Alimentación

Si la membrana se hace más permeable disminuirán los requerimientos de área en la

misma. La energía de compresión incrementa levemente pero las pérdidas de hidrocarburos

130

disminuyen. Debido a que el área de membrana requerida es afectada por la presión (al

contrario de otras variables), los diseñadores procuran utilizar la máxima presión de

operación posible y así lograr un sistema más barato y pequeño. En la selección del límite

máximo de presión se debe considerar los elementos de membrana (máxima presión que

son capaces de soportar), así como los costos y el peso de los equipos para rangos de

presión considerables.

1.1.4.12 Presión de Permeado

El efecto generado por la presión de permeado es opuesto al descrito por la presión de

alimentación. Cuanto más baja es la presión de permeado, mayor es la fuerza motriz y por

tanto más bajo los requerimientos de área de membrana. Sin embargo, contrario a la presión

de alimentación, la presión de permeado tiene un fuerte efecto en las pérdidas de

hidrocarburos.

Grafica N° 1.4 Efecto de la Presión de Permeado

La diferencia de presión a través de la membrana no es la única consideración. El análisis

detallado demuestra que un factor de igual importancia en el diseño del sistema, es la

relación de presiones a través de la membrana, la cual es afectada considerablemente por la

presión de permeado. Por ejemplo, una presión de alimentación de 90bar y una presión de

permeado de 3bar, producirán una relación de presiones de 30. Disminuir la presión de

permeado a 1 bar incrementa la relación de presiones a 90 y tiene un efecto dramático en el

funcionamiento del sistema. Por esta razón, los ingenieros de diseño de membranas intentan

alcanzar la más baja presión de permeado posible. Esta necesidad es una consideración

importante para decidir el modo de procesar la corriente del gas permeado. Por ejemplo, si

131

este se quemará, entonces el mechurrio o “Flare” debe ser diseñado para bajos diferenciales

de presión. Por otra parte, si el gas permeado debe ser comprimido, para alimentar por

ejemplo, a una segunda etapa de membranas o ser o reinyectado en los pozos, debe

considerarse los mayores requerimientos de energía para la compresión y tamaño del

equipo (para las bajas presiones del gas permeado) en contraste a la reducción en los

requerimientos del área de membranas.

1.1.4.13 Remoción de CO2

Para especificaciones dadas del contenido de CO2 en el gas de venta, un incremento en el

contenido de CO2 del gas de alimentación demandará mayor área de membranas; así mismo

se incrementarán las pérdidas de hidrocarburos (mayor cantidad de CO2 e hidrocarburos

deben permear). Los requerimientos de área de membrana son determinados en función del

porcentaje de CO2 a ser retirado y no en base a las especificaciones del gas de alimentación

o el de venta. Por ejemplo, un sistema diseñado para reducir el contenido de CO2 a partir de

las especificaciones del gas de alimentación desde 10% hasta 5% es similar en tamaño a

uno que reduciría el contenido de CO2 desde 50% hasta 30% u otro que reducirá desde 1%

hasta 0.5% CO2 pues todos tienen requerimientos de remoción de CO2 cercanos al 55%.

Este comportamiento es diferente al modo de operación de las tecnologías tradicionales

para la remoción de CO1. En dichas operaciones, una reducción en CO2 a partir del 3%

hasta 0.1% no requieren un sistema mucho más grande que el necesario para remover CO2

desde 3% hasta 1%. Para un sistema de membranas, esta diferencia en la remoción de CO2

(97% contra el 70%) es significativa al punto que el sistema para obtener 0.1% CO2 en el

gas de ventas es cerca de tres veces mayor (en tamaño) que el sistema para la remoción del

1%.

Las tecnologías tradicionales basadas en solventes para el endulzamiento de gas natural

tienen una limitación opuesta, es decir, su tamaño es basado por la cantidad absoluta de

CO2 a ser retirada. De este modo, un sistema para el retiro de CO2 desde un 50% hasta 30%

es substancialmente más grande que otro necesario para remover CO2 desde 1.0% hasta

0.5%. Por esta razón, es sensato el uso de membranas para la remoción masiva de CO2 y

emplear las tecnologías tradicionales para especificaciones menores. Dependiendo de la

aplicación deseada, una o ambas tecnologías pueden ser utilizadas.

132

Grafica N° 1.5 Efecto de la Remoción de CO2

Si el contenido de CO2 del gas de alimentación en una planta cambia, puede ser manejado

de diferentes maneras. El sistema existente puede utilizarse para producir CO2 con alta

concentración, y alternativamente se instala un nuevo tren de membranas que proporcionara

área adicional para el endulzamiento y reduce el contenido de CO2 a las especificaciones de

venta del gas, aunque con incrementos en las pérdidas de hidrocarburos. Otra solución

puede orientarse en caso de disponer un rango amplio de calentamiento en la planta, ya que

incrementar la temperatura del gas aumenta la permeabilidad, y mayor cantidad de CO2

puede removerse pero con similares incrementos en las pérdidas de hidrocarburos.

1.1.4.14 Otras consideraciones de Diseño

Las condiciones de proceso no son las únicas variables que afectan el diseño de los

sistemas de membranas. Una variedad de especificaciones referidas a las localizaciones,

países, y factores específicos de las compañías también debe considerarse. Algunos de estos

factores son:

• La localización del sistema de membrana impone un número de puntos de interés tales

como restricciones de espacio, peso, grado de automatización, cantidad de repuestos que

deben estar disponibles, y la escogencia entre una operación sencilla o de etapas

múltiples. Es importante señalar que las especificaciones de diseño para las

localizaciones costa afuera y tierra firme son diferentes y deben ser consideradas

133

• Las regulaciones ambientales implican por ejemplo, el manejo y disposición del gas

permeado. En algunas localizaciones el gas permeado puede ser venteado a la atmósfera

y en otros casos puede ser quemado

• Las especificaciones y estándares de diseño varían entre compañías. Algunas pueden

requerir líneas de flujo Duplex, mientras otras permiten acero al carbón. Algunos pueden

especificar velocidades máximas dentro de la tubería de 0.5Lpc/100pies, mientras otras

pueden permitir hasta 1.5 Lpc/100pies.

1.1.4.15 Pretratamiento para los Sistemas de Membranas

El diseño apropiado de la unidad de pretratamiento del gas que alimenta el sistema de

membranas es crítico, para poder obtener rendimientos satisfactorios. Entre las sustancias a

ser tratadas en las corrientes del gas natural y que pueden originar disminuciones en el

funcionamiento de las membranas se incluyen:

• Líquidos: Ocasionan hinchamiento de las membranas y degradan su integridad

• Hidrocarburos pesados, aproximadamente >C15: Niveles significativos de estos

compuestos cubren lentamente la superficie de las membranas, disminuyendo así las tasas

de permeado

• Partículas: Las partículas pueden bloquear el área de flujo de las membranas. La

posibilidad de obstrucción es menor para membranas de láminas en espiral que para

membranas de fibra hueca, que poseen una menor área de flujo. Sin embargo en cualquier

membrana, el flujo de partículas a largo plazo podría bloquearlas

• Algunos inhibidores de corrosión y aditivos empleados en los pozos productores son

destructivos para las membranas (algunos otros pueden ser seguros). Los fabricantes de

membranas deben ser consultados antes de que se introduzcan cualquiera de estos

compuestos.

El sistema de pretratamiento debe retirar los compuestos degradantes y evitar

simultáneamente la formación de líquidos dentro de las membranas. Principalmente dos

efectos pueden permitir la condensación dentro de la membrana; en principio, el gas se

134

enfría al pasar a través de las membranas como resultado del efecto Joule-Thomson y en

segundo lugar, debido a que el CO2 y los hidrocarburos más livianos permean más rápido

que el resto de los hidrocarburos, el gas se hace más pesado e incrementa su punto de

condensación a través de la membrana. La condensación es prevenida alcanzando un punto

de condensación predeterminado antes de la entrada del gas al sistema de membranas (el

gas se calienta para proporcionar un margen seguro de sobrecalentamiento).

El sistema de pretratamiento debe tener un amplio margen de seguridad y ser altamente

flexible para hacer frente a circunstancias inesperadas. Aplicaciones recientes han

demostrado que el contenido de hidrocarburos pesados estimado antes del inicio de las

operaciones, puede variar considerablemente en el gas de alimentación y superar con creces

las estimaciones a pocos meses de la vida operativa de la planta. Se han observado incluso

grandes variaciones entre pozos pertenecientes a una misma área. Un sistema de

pretratamiento confiable debe considerar estas variaciones para proteger las membranas

contra una amplia gama de contaminantes.

El esquema tradicional de pretratamiento para los sistemas de membranas consiste en:

• Filtro coalescente para líquidos (agua particularmente) y eliminador de neblina

• Filtro de carbón activado no regenerable para el retiro de trazas contaminantes (otros

líquidos diferentes al agua)

• Filtro de partículas o pulidor para la remoción de partículas que permanecen en la

corriente de gas posterior a su paso por el filtro de carbón activado.

• Calentador para proporcionar suficiente sobrecalentamiento al gas.

135

Alimentación Filtro Coalescente

Filtro Pulidor Calentador

Filtro Carbón activado

Membranas

Alimentación Filtro Coalescente

Filtro Pulidor Calentador

Filtro Carbón activado

Membranas

Figura N° 1.10 Esquema Tradicional del Pretratamiento de Membranas

Aunque este esquema es adecuado para gases livianos y con composición estable, presenta

las siguientes limitaciones:

• El carbón activado es el único elemento que retira los hidrocarburos pesados (C5+). Un

súbito incremento en el contenido de los mismos y superior al estimado inicialmente en

la corriente del gas de alimentación puede saturar los cartuchos del filtro (y sus

elementos absorbentes) y en pocos días inutilizarlos. Debido a que los carbones no son

regenerables, el sistema será otra vez funcional posterior a la sustitución de los

elementos adsorbentes

• Algún problema con el calentador requerirá colocar el sistema entero de membranas

fuera de servicio, ya que éste equipo es el único que proporciona el necesario

sobrecalentamiento del gas.

Adicionalmente pueden adicionarse otros equipos al arreglo convencional de

pretratamiento para mejorar su rendimiento:

• Un enfriador para reducir el punto de condensación del gas; así como el contenido

hidrocarburos pesados. Sin embargo, el enfriamiento no logra la remoción total de los

hidrocarburos pesados, y es por ello que se mantiene el uso de filtros adsorbentes para

una mayor protección. Por otra parte, deben tomarse las previsiones para evitar la

formación de hidratos; bien sea mediante la deshidratación del gas aguas arriba del

enfriamiento o con la adición de inhibidores para restringir la formación de dichos

136

hidratos. De agregarse los inhibidores, será necesario su remoción aguas abajo del

enfriador, debido a que algunos de sus componentes pueden ser perjudiciales para las

membranas

• “Turboexpander” que cumple funciones similares a los enfriadores, pero presentan la

ventaja de ser un sistema seco. Los “Turboexpanders” son además más pequeños y

ligeros que un sistema de refrigeración mecánico. Una desventaja es la pérdia neta de

presión, que debe ser compensada con un compresor

• Unidades de glicol colocadas convencionalmente aguas arriba de los enfriadores para

prevenir la formación de hidratos o congelamiento de líquidos. Un filtro de carbón

activado es requerido para la remoción de los hidrocarburos pesados. Los carbones

empleados deben ser incluso más grandes que los empleados normalmente, debido a

que también retendrán el glicol arrastrado por el gas desde los recipientes de absorción.

Para la mayoría de los sistemas de membranas el esquema de pretratamiento convencional

resulta adecuado; Sin embargo, UOP ha desarrollado un sistema de pretratamiento capaz de

manejar altos niveles o fluctuaciones en el contenido de hidrocarburos pesados. La

iniciativa surgió a partir de la instalación por Separex en 1995 de una planta de gran

capacidad, en donde se esperaban procesar gases sin contenido de hidrocarburos pesados.

Basado en los análisis de gas extendidos (certificados por laboratorios externos)

suministrados por la compañía operadora de la planta, las unidades de membranas fueron

provistas con un sistema tradicional de pretratamiento. Pero al poco tiempo una vez

arrancada la planta, se detectaron degradaciones en el rendimiento de las membranas,

asociadas al hecho de que el gas procesado era perceptiblemente más pesado que el

analizado originalmente; y por ende el sistema de pretratamiento no permitía la suficiente

flexibilidad para garantizar las especificaciones de ventas en un amplio rango de variación

de las condiciones de diseño. En primer lugar, los filtros de carbón activado se saturaron

rápidamente y seguidamente el calentador estaba limitado en suministrar temperaturas

mayores a los valores de diseño. Un procedimiento estándar para manejar mezclas de gases

con contenidos de hidrocarburos más pesados a los estimados, es incrementar la

temperatura de operación de las unidades de membranas y de este modo elevar el margen

entre el punto de condensación del gas y la temperatura de operación misma, lo cual

137

Sistema de Absorción MemGuard

Sep

arad

or

y co

ales

cen

te

Gas a Membranas

Pre calentador

Enfriador Separador

(La sección punteada no es requerida en

todos los casos)

previene la condensación de líquidos en los elementos de membranas. En este caso, la

limitación del calentador mencionada, imposibilitaba contar con esta opción.

El fabricante de membranas UOP, propuso reajustar el sistema convencional de

pretratamiento ante este escenario y algunos otros posibles:

• Amplio rango de variación en el contenido del gas alimentado a las unidades de

membranas

• Cantidades significativas de hidrocarburos pesados y otros contaminantes

• El gas de alimentación resulta con un contenido mayor de componentes pesados a los

estimados en base a información de pozos cercanos u otras localizaciones.

Las mejoras introducidas por UOP se muestran en la siguiente figura.

Figura N° 1.11 Esquema de Pretratamiento propuesto por UOP

El gas de alimentación primero se enfría en un intercambiador de calor, y en caso de existir

condensación de líquidos, los mismos se recuperaran en el separador y filtro coalescente. El

gas libre de líquidos, ingresa entonces en el sistema de adsorción regenerable MemGuard,

donde los hidrocarburos pesados y otros componentes contaminantes se remueven de la

corriente de gas totalmente; finalmente el gas libre de contaminantes, pasa a través de un

filtro de partículas.

138

MemGuard presenta una ventaja importante en la remoción simultánea de agua e

hidrocarburos pesados, lo que suprime las necesidades de deshidratación aguas arriba. Del

mismo modo, también puede ser removido mercurio y otros contaminantes si el caso lo

amerita, lo cual se logra al cambiar la configuración de los internos de los filtros de

absorción, y hacerlos afines a los componentes a ser removidos. En algunos casos, el gas

pretratado que sale por el tope de MemGuard se enfría, con el propósito principal de reducir

el punto de condensación de hidrocarburos. De formarse algún producto condensado por

efecto de los enfriadores, los líquidos se remueven en un separador y el gas desalojado por

el tope del mismo se envía a un intercambiador. Adicionalmente, para reforzar los

requerimientos de calor puede disponerse de un precalentador.

A continuación se resumen las ventajas de las modificaciones propuestas por UOP sobre el

sistema de pre-tratamiento convencional:

• Remoción de hidrocarburos pesados: a diferencia de otros esquemas de pre-tratamiento,

es posible la remoción de los hidrocarburos pesados

• Sistema regenerativo: El sistema alternativamente puede colocarse en modo de

regeneración posterior a estar operativo. El sistema tiene capacidad para manejar las

fluctuaciones del contenido de hidrocarburos pesados en el gas de alimentación

(limitación de los filtros tradicionales de carbón activado tipo lecho, los cuales requieren

el reemplazo frecuente de los cartuchos adsorbentes)

• Confiabilidad: El sistema se puede diseñar para operar satisfactoriamente incluso si uno

de sus recipientes se encuentra fuera de servicio. Es decir se reducen, los problemas

críticos asociados con los sistemas de pretratamiento, ya que alternativamente sobre las

unidades de MemGuard puede hacerse mantenimiento sin parar el sistema

• Capacidad de operar con composición de alimentación variable: La duración de los

ciclos de las unidades del sistema MemGuard pueden ajustarse para proporcionar el

tratamiento eficiente de una amplia variedad de composiciones del gas de alimentación y

el contenido de hidrocarburos pesados presentes en el mismo

139

• Eficiencia: Una sola unidad MemGuard puede proporcionar diversas funciones, como la

remoción simultanea de agua, hidrocarburos pesados y mercurio (cuyas fuentes

normalmente puede provenir de material suelto por los equipos aguas arriba). La

recuperación del calor es posible implementado un esquema como el mostrado en la

figura anterior.

UOP propone que el uso de unidades MemGuard cuando se requiere manejar volúmenes de

gas considerables y con contenido de hidrocarburos pesados en el rango de C10 a C35. Aun

cuando las unidades de membranas representan solo una parte del costo total instalación de

una planta para procesar gas natural, son el corazón del sistema; por lo tanto, si el

pretratamiento es inadecuado se facilitara el deterioro de los elementos de membranas con

la posterior merma de la producción. Existen pruebas de campo e industriales para esta

aplicación las cuales han ayudado a probar el concepto de mejora desarrollado por UOP

para pretratamiento.

1.1.4.16 Ventajas de los Sistemas de Membranas

Las principales ventajas de los sistemas de membranas con respecto a las tecnologías

tradicionales de remoción CO2 son las siguientes:

• Los sistemas de membrana son diseñados en trenes modulares de separación o “Skid”,

excepto por los grandes recipientes empleados para el pretratratamiento, los costos, y el

tiempo de instalación son mínimos. Por lo tanto, los costos de instalación son

perceptiblemente menores que el de las tecnologías alternativas, especialmente en

localizaciones remotas. Además, las unidades de membranas no requieren de facilidades

adicionales, tales como almacenamiento de solventes y tratamiento de agua, necesitados

por otros procesos

• El principal gastos de operación para un sistema de membranas de etapa simple es el

reemplazo de los elementos de membranas en si. El costo asociado es perceptiblemente

menor que el requerido para el reemplazo de solventes y los costos de energía asociados a

las tecnologías tradicionales. Los costos energéticos para los sistemas de membranas

140

multietapas (con compresores de gran capacidad) son comparables con las tecnologías

tradicionales

• A menudo, los caudales contractuales de venta de gas incrementan en un cierto plazo,

debido a la inclusión de nuevos pozos a producción. Con las tecnologías tradicionales, el

diseño del sistema necesita tomar en cuenta esta producción, y de este modo la mayoría

de los equipos se instalan incluso antes de que sean utilizados. La naturaleza modular de

los sistemas de membranas implica que solamente los elementos necesarios para el inicio

de las operaciones serán instalados. Al momento de requerirse mayor cantidad de

elementos, los mismos son adicionados incluso en los módulos existentes o en nuevos

“skids” de ser necesarios. Asimismo, en las plataformas costa afuera donde todos los

requerimientos de espacio se deben considerar, se pueden reservar áreas para la

instalación de nuevos módulos (cuando sea necesario) en lugar de instalarlos en el

comienzo del proyecto

• Debido a que los sistemas de membranas de etapas simples no presentan piezas móviles,

los tiempos muertos o paradas no programadas para la sustitución o reparación de estos

elementos son inexistentes, haciendo al sistema extremadamente sencillo de operar. La

adición de un compresor de gas perneado en sistemas multietapas agrega una cierta

complejidad a las operaciones pero en un grado mucho menor que con las tecnologías

basadas en solventes o adsorción. Las maniobras de parada y arranque de los sistemas de

membranas en multietapas pueden ser automatizadas, de modo tal que todas las funciones

importantes puedan ser activadas por un personal reducido desde una sala de control

• La construcción de módulos puede optimizar el espacio disponible, ya que múltiples

elementos de membranas pueden insertarse en tubos e incrementar a su vez la densidad

de empaque. Esta optimización del espacio es especialmente importante para las

localizaciones costa afuera, donde el área de las plataformas son casi exclusivas, y es la

razón por la que los nuevos desarrollos de endulzamiento de gas costa afuera han

considerado el uso de membranas. En la figura 1.20 se ilustra la optimización del espacio

ofrecida por los sistemas de la membrana, donde se observa la substitución de los equipos

que conforman las plantas de amina y glicol respectivamente

141

• Debido a que los requerimientos de área de membranas están asociados al porcentaje de

remoción de CO2 y no al retiro absoluto en si de CO2, pequeñas variaciones en el

contenido del CO2 del gas de alimentación apenas cambian las especificaciones del gas

de venta. Con el ajuste de parámetros de proceso (como la temperatura de operación), el

diseñador en un futuro podrá reducir el contenido de CO2 del gas de venta

• Los sistemas de membranas y el pretratratamiento integran diversas operaciones, tales

como deshidratación, remoción de CO2 y H2S, control del punto de condensación, y en

algunos casos remoción de mercurio. Las tecnologías tradicionales de endulzamiento

requieren de todas estas operaciones pero como procesos separados

• El gas permeado de los sistemas de membranas puede utilizarse como gas combustible

para la generación de energía (para el compresor de gas permeado en sistemas

multietapas o cualquier otro equipo). Esta producción de combustible virtualmente gratis

es especialmente útil en los sistemas híbridos membrana-amina, donde el sistema de

membranas proporciona todas las necesidades energéticas del sistema de amina

• Ampliar las plantas de endulzamiento en base a solventes o medios de adsorción, sin la

adición de nuevos trenes de procesos es difícil; por ello una solución ideal es utilizar las

membranas para la remoción masiva de gases ácidos y dejar las plantas existentes para el

acondicionamiento final.

• Los sistemas de membranas no implican el retiro y manejo periódico de solventes o

adsorbentes ya degradados. Los gases permeados pueden quemarse, utilizarse como

combustible, o reinyectarse en los pozos

Muchos de los factores mencionados anteriormente hacen a los sistemas de membranas una

tecnología altamente atractiva para localizaciones remotas, donde las labores de reparación

y mantenimiento de equipos son críticos. Además de no requerirse el almacenaje y manejo

de solventes, abastecimiento de agua, generación de energía (a menos que se opere con un

sistema de membranas multietapas), o grandes infraestructuras.

142

Torre de absorción con soluciones de aminas

Trenes de membranas

Figura N° 1.12 Comparación de Tamaños entre Sistemas de Membranas y Aminas

1.1.5 Precauciones Operativas Sobre la Unidad de endulzamiento instalada en el Campo

Yucal Placer

Se describirán, en líneas generales, las precauciones operativas sobre la unidad de

endulzamiento en la CPF.

Se deben considerar para el buen funcionamiento del sistema las siguientes premisas:

a) En términos generales se debe evitar a toda costa el ingreso de líquidos al sistema (agua

libre, hidrocarburos líquidos, hidrocarburos aromáticos polinucleares, aceites

lubricantes, glicol, aminas amoníaco y cloruros) para lo cual se espera que el

“Membrana Feed Scruber” se encargue de separarlos. En los casos donde el

“Membrane Feed Scruber” se encuentre fuera de servicio (labores de mantenimiento,

fallas, etc.) se implementará la filosofía de “Deep Cut” como actividad de respaldo a las

operaciones.

b) Evitar el ingreso de gas saturado en vapor de agua a las membranas (control de la

temperatura de entrada).

c) Evitar que las membranas estén expuestas a una humedad relativa superior al 90% por

más de cuatro a seis horas. Si el sistema se encuentra bloqueado debe asegurarse

mantener las membranas con un mínimo de presión (6,8 a 13,8barg)

143

d) Evitar presurizaciones o despresurizaciones repentinas del sistema. La tasa de

presurización y despresurización no debe exceder los 6,9bar/min (100psi/min). Estos

cambios súbitos en la presión generan daños mecánicos en las membranas,

evidenciados con el desplazamiento de las láminas internas de los elementos.

e) Evitar que la presión en la línea de permeado supere la presión de la alimentación

cuando se produzcan despresurizaciones.

f) Evitar el tratamiento del gas alimentación con productos químicos o inhibidores de

corrosión sin verificar con el fabricante las posibles consecuencias sobre las

membranas. Ciertos solventes de estos productos pueden recubrir la superficie de las

membranas, reduciendo su permeabilidad.

Asimismo, para garantizar el funcionamiento deseado por la unidad de endulzamiento, se

requiere implementar un esquema de verificación para los siguientes equipos:

• Niveles de líquido en el filtro coalescente (ambas cámaras) y en el filtro pulidor

• Verificación de las presiones diferenciales a través de los tres filtros: coalescente (cámara

superior), carbón activado y pulidor. Los elementos filtrantes del filtro coalescente (1-

F0820) y del filtro pulidor (1-F0840) deben cambiarse cuando la presión alcance los

0,41bar (6psi). Para el filtro de carbón activado (1-F0830) se debe verificar desde el

arranque, el flujo y la temperatura del gas. El sólido filtrante deberá cambiarse cuando la

presión diferencial alcance los 0,34bar (5psi) o cada cuatro meses, en función del

ensuciamiento

• Verificación de la caída de presión en cada banco de membranas en servicio (no debe

exceder los 2bar diferenciales)

• Asegurarse que la temperatura del gas de alimentación a las membranas, muestre 15°C de

sobrecalentamiento con respecto a la temperatura con la cual ingresa al calentador.

• Verificación local del nivel de líquido agua/glicol en el “overflow” dentro del calentador

de gas, cuyo principio de calentamiento es un “baño de maría”

• Medición de la concentración de CO2 y H2S en cada banco de membranas en servicio, en

tres puntos específicos: alimentación, residuo (gas tratado) y permeado (gas de cola). Se

144

deben medir todos los bancos en servicio el mismo día y se deben registrar además las

tasas de las siguientes variables: flujo de alimentación y descargas el sistema, temperatura

de alimentación a las membranas (aguas abajo del calentador), presión de alimentación y

descargas y presiones diferenciales en los filtros y bancos de tubos.

Aparte de verificar las variables operativas del sistema, el mantenimiento de la unidad

requiere el reemplazo de los elementos filtrantes y de las membranas cuando lo anterior sea

requerido, a los fines de mantener la eficiencia del sistema.

1.1.6 Reemplazo de Unidades de Membranas

En general, aun con una alta calidad en el gas de alimentación (pocos agentes

contaminantes de las membranas), la vida de las membranas no excede los 3 o 4 años.

Después de este período, será necesario reemplazarlas. Generalmente el reemplazo de las

membranas es hecho gradualmente a fin de mantener la planta en operación. Según

estimaciones del fabricante (GRACE), el reemplazo de los elementos individuales de

membranas se hace idealmente una vez por año, en función de una declinación del 20%

anual en el rendimiento de la unidad de endulzamiento. Para seleccionar los elementos a

cambiar, se deben escoger aquellos bancos de tubos en los que se presencie una mayor

caída de presión o que la concentración de CO2 y H2S haya aumentado hacia valores fuera

de la especificación; por lo que la actividad se centrará en el reemplazo de los elementos

dañados o deteriorados.

A continuación se resumen las características del funcionamiento de la unidad de

endulzamiento del campo Yucal Placer, las mismas determinan el tiempo de cambio de

nuevos elementos:

• Al instalarse nuevos elementos de membranas se observa tres (3) tendencias de

comportamiento del sistema: rápida declinación en la capacidad de endulzamiento

(alrededor de 1mes), estabilización alrededor de un 60% en la separación de CO2 (la

estabilización se prolongara si el sistema no es afectado por factores externos como

despresurizaciones por paradas de planta) y degradación progresiva por perdida de

selectividad de los elementos de permeación que requerirán de nuevos reemplazos

145

• Es necesario prever todas las medidas que ayuden a evitar paros imprevistos de planta

asociados con deficiencias en los inventario de materiales de repuesto, mantenimiento

preventivo de equipos e instrumentos, manipulación correcta de válvulas, etc., ya que los

mismos inciden sobre el funcionamiento de las membranas

• Si bien esta descartada la condensación de agua sobre las membranas, hay evidencias de

que existe arrastre de agua líquida hacia las mismas. La cantidad de agua que se pudiera

estar arrastrando no es cuantificable

• Los efectos generales asociados a cierre o aperturas de bancos en sistemas de membranas,

sugieren que en caso de cerrarse algún banco en los trenes de membranas, el porcentaje

de separación de CO2 del sistema disminuirá. Efecto contrario se observa al abrir o

colocar un banco en servicio. Se recomienda implementar un programa de Consignas de

Explotación (semanal, mensual, etc.) que permitan evaluar la posibilidad de cierre o

aislamiento eventuales de bancos de membranas para minimizar las pérdidas de

hidrocarburos

• Las paradas no programadas, promoverán la reducción en la capacidad de separación de

CO2 del sistema de endulzamiento por membranas

• Cambios en el flujo de alimentación del sistema: Por ejemplo, en el caso de incrementar

el flujo de gas alimentado, el porcentaje de separación de CO2 del sistema disminuirá.

Efecto contrario se observa al reducir la cantidad de gas que ingresa a la unidad de

endulzamiento.

• Reemplazo de los elementos de membranas: Sustituir elementos degradados por otros

nuevos, incrementa sustancialmente la separación de CO2 del sistema. Esta acción tendrá

un efecto asociado, correspondiente con el incremento de las perdidas de hidrocarburos,

principalmente metano quemado en el ¨flare¨ como parte de la corriente de gas

permeado

• En caso de incrementar la temperatura del gas alimentado, el porcentaje de separación de

CO2 de los trenes de membranas incrementa. Asociado a esta acción, la selectividad de

los elementos de membranas disminuirá; incrementándose a su vez, el contenido de

146

hidrocarburos en la corriente de gas permeado. Efectos contrarios son generados si la

temperatura reduce

• Reducir la presión del sistema degradará la capacidad de permeación de las membranas,

sustentado en la reducción de la permeabilidad normalizada tanto para el CO2 como C1.

Dado que la presión es la fuerza motriz del proceso, el porcentaje de separación de CO2

se reducirá; asimismo, disminuirá el contenido de hidrocarburos en la corriente de gas

permeado. Efectos contrarios son generados si la presión de operación incrementa

En función de las referencias económicas estimadas, las membranas implicaran menor

inversión capital y ningún requerimiento de energía en comparación con los procesos de

absorción química. Pero a su vez los costos de operación son mayores

La siguiente tabla resume las ventajas y desventajas de cada una de las tecnologías de

endulzamiento desde una óptica general.

147

Tabla N° 1.5 Ventajas y desventajas de las diferentes tecnologías de endulzamiento

Ventajas Desventajas Ventajas Desventajas Ventajas Desventajas Ventajas Desventajas

No esta afectada por la presion parcial del gas acido

Alto consumo de vapor

Bajos requerimientos de energia

Depende de la presion parcial y la temperatura del gas acido

Bajo contenido de CO2 en el gas producido

Valida para bajos contenidos de CO2 inicial

Bajos requerimientos de energia

Depende de la presion parcial y la temperatura del gas acido

Baja absorcion de HC

Tendencia a la formacion de espuma (excepto el carbonato caliente)

Baja corrosionAbsorcion HC (Afectacion Unidad Claus)

Baja corrosionAlta temperatura de regeneracion

Baja corrosionAlto contenido residual de CO2

Es de dominio publico

Agua de caldera para completacion

Remueve mercaptanos

Alto costo de solventes

Puede remover mercaptanos

Bajo contenido de agua en el gas producido

Sensible a ciertos contaminantes

Costo de solvente razonable

Tendencia a la corrosion

Bajo contenido de agua en el gas producido

Proceso patentado

No hay necesidad de solvente puro para completacion

Corto tiempo de vida de las membranas (3 a 5 años)

Amplias referencias industriales

No hay necesidad de agua pura para completacion

Puede ser operada sin mucha supervision

Proceso Patentado por licencias

Absorcion quimica Absorcion fisica Adsorcion Fisica Membrana

148

1.2 CONCEPTOS BÁSICOS DE COSTOS

Existen diversos conceptos asociados a los costos, dependiendo de la naturaleza de los

mismos. Según Horngreen, Charles (1980), se define como el recurso que se sacrifica o el

que se renuncia para alcanzar un objetivo específico.

1.2.1 Costos de Inversión (CAPEX)

Los costos de inversión capitalizables son los conocidos como costos CAPEX y son los

desembolsos de dinero necesarios para la adquisición de bienes de capital materiales o

inmuebles necesarios para poner en funcionamiento el proyecto.

La capitalización de los activos se realiza en el instante en que los mismos forman parte del

proceso productivo de la empresa.

1.2.2 Costos de Producción (OPEX)

Los costos de producción o de operación son los desembolsos de efectivo necesarios para

realizar las labores de operación y mantenimiento de las instalaciones de producción. Los

mismos están formados por los consumibles de operación, el personal que labora en el

proceso de producción, los costos de mantenimiento de las instalaciones y equipos, así

como los costos asociados a la estructura administrativa de la empresa.

1.2.3 Estimación de Costos

Es una tarea que se realiza para desarrollar una aproximación de los costos de las tareas o

recursos para completar una determinada actividad económica. Al hacer una estimación, se

deben tomar en cuenta las posibles causas de variación con la aproximación y el valor final,

así como los riesgos que se incurren. De acuerdo a la metodología del PMI (A Guide to the

Project Management Body of Knowledge, Third Edition, PMBoK Guide, 2004), la

estimación de costos incluye la identificación y consideración de diversas alternativas de

costos. Así, mientras mejor sea la estimación durante la fase preliminar o de diseño,

aumenta la probabilidad de reducir el costo en las fases subsiguientes correspondientes a la

149

ejecución y operación.

Las estimaciones de costos generalmente se expresan en unidades monetarias (Bolívares,

Dólares, Euros, Yenes, etc.) para facilitar las comparaciones tanto dentro de los proyectos

como entre otros proyectos. En algunos casos, el estimador de costos utiliza otro tipo de

unidades, tales como horas de trabajo o días de trabajo, a fin de facilitar el control de la

misma. Dichos estimados pueden mejorarse a través de refinamientos durante el transcurso

del proyecto para reflejar los detalles adicionales disponibles. La exactitud de la estimación

de un proyecto aumenta a medida que avanza el proyecto a lo largo del ciclo de vida del

mismo. Por ejemplo, un proyecto en la fase de iniciación podría tener una estimación

aproximada en el rango de -50 a +100%. En una etapa posterior del proyecto, a medida que

se tiene más información, las estimaciones pueden reducirse a un rango de -10 a +15%. En

algunas áreas de aplicación, existen pautas sobre cuándo deben efectuarse tales

refinamientos y qué grado de exactitud se espera.

Los costos de las actividades del cronograma se estiman para todos los recursos que se

cargarán al proyecto. Esto incluye, entre otros, la mano de obra, los materiales, los equipos,

los servicios y las instalaciones, así como categorías especiales tales como una asignación

por inflación o un costo por contingencia. La estimación de costos de una actividad del

cronograma, es una evaluación cuantitativa de los costos probables de los recursos

necesarios para completar la actividad del cronograma. En los proyectos donde intervienen

varios socios, cada uno de ellos tiene sus propias reglas, las interpretaciones del contenido o

de la calidad de una estimación puede variar sensiblemente de un operador al otro. Para

definir un lenguaje común, el concepto de “tipo de estimación” no esta únicamente

vinculado al tipo de estudio, sino que también involucra diferentes criterios, tal y como el

nivel de definición, el objetivo, de la estimación o su precisión. Una tentativa de

normalización de la definición de las clases para nuestra industria ha sido emprendida por

la American Asociation of Cost Engineer – AACE, que propone clasificar las estimaciones

de acuerdo a estos criterios. El criterio principal es el nivel de definición del proyecto, y

otros criterios adicionales son: la utilización de la estimación, el método de estimación, y la

precisión de la estimación. La Tabla N° 1.10 presenta la recomendación emitida por el

AACE. En la misma se clasifican los estimados dependiendo de los criterios. Para el

150

estimador, la clasificación de la estimación no esta directamente vinculada al tipo de

estudio, sino que depende esencialmente del grado real de avance del estudio y de la

calidad de las informaciones de base.

151

Tabla N° 1.6 Clasificación de los estimados de acuerdo a los criterios de la AACE.

CRITERIO PRINCIPAL CRITERIOS ANEXOSNivel de definición del

proyecto Uso final Método de estimación Precisiónen función del % de avance del

diseño Objetivo de la estimación

Preliminar Analogía Baja: -20% a -50%

revision de conceptosFactorizacion sobre las

capacidades Alta: +30% a +100%Modelo paramétrico

Estudios conceptualesFactorizacion sobre las

capacidades Baja: -15% a -30%(estudio de factibilidad) Modelo paramétrico Alta: +20% a +50%

Autorización del presupuesto, Control

Combinado, analogía / analítica Baja: -10% a -20%

Alta: +10% a +30%

Control o Propuesta de licitación Predominancia analítica Baja: -5% a -15%Alta: +5% a +20%

Estimación de control o licitación Analítica detallada Baja: -3% a -10%Alta: +5% a +20%

CLASE

1

0% a 2%

1% a 15%

10% a 40%

30% a 60%

50% a 100%

5

4

3

2

152

Tabla N° 1.7 Costos referenciales de columnas de absorción según criterios del IFP.

153

Tabla N° 1.8 Costos referenciales de los platos internos de las columnas de absorción según criterios del IFP.

154

CAPÍTULO 2 - ACIONAL

AAPPEENNDDIICCEE -- BB

2.1 MANUAL DEL USUARIO DE LA METODOLOGÍA DE SELECCIÓN

PROGRAMADA EN LA HOJA DE CÁLCULO.

A continuación se describen los aspectos de mayor relevancia a ser considerados por los

usuarios de la hoja de cálculo Técnico-Económica, para la selección de procesos de

endulzamiento de los gases naturales venezolanos. En general, esta herramienta considera

la data de entrada suministrada por el usuario y preselecciona en base a criterios técnicos y

de ingeniería, las alternativas de endulzamiento para condiciones de proceso acotadas en un

rango de aplicación. Dicha preselección sirve de base para la ingeniería conceptual o básica

asociada a las necesidades de endulzamiento del proyecto. Como guía visual se emplea una

simbología de colores para las celdas, con la intención de identificar la data que debe ser

ingresada por el usuario (celdas sombreadas de morado) y los parámetros calculados por la

hoja de cálculo en función de dicha data (celdas sombreadas de verde).

Las casillas Verdes

son Valores

Calculados

GENERALLas casillas

Moradas son datos

de entrada

Figura N° 2.1 Leyenda de identificación de datos de entrada y salida

El usuario dispondrá de botones de acción inmediata para acceder por ejemplo, a páginas

consecutivas o regresar al inicio de la página actualmente en uso.

155

Figura N° 2.2 Opciones interactivas entre secciones de la hoja de cálculo

2.1.1 Características del Gas de Alimentación

Es la primera hoja que dispone el usuario para realizar la preselección técnica, en la misma

se deberá ingresar la data asociada a las condiciones de proceso:

• Presión

• Temperatura

• %molar del CO2 en el gas de alimentación

• Flujo de gas de alimentación.

Es importante considerar los rangos permitidos para cada condición de proceso señalados a

continuación, ya que entre los mismos tendrá validez el mapa técnico de preselección de

tecnologías:

Tabla N° 2.1 Rango validos de los parámetros de operación

Variable de Proceso Rango

considerado

Presión (barg) 77 a 82

Temperatura (ºC) 40 a 50

%molar CO2 Alimentado (%) 125 a 310

Flujo de Gas Alimentado (MMPCND) 10 a 26,8

IngresardataNuevamente

Siguiente

Ver Matriz de Evaluacion

Ver Observaciones

156

En caso de que el usuario exceda o subestime los rangos indicados, serán indicados en

pantalla los valores permitidos para la variable fuera de rango.

Introduzca el valor de la Presion del gas de alimentacion

Flujo de Alimentacion en MMPCND

Introduzca el Flujo Alimentacion del gas

%molar del CO2 en el Gas de Alimentacion

Introduzca el %molar de CO2 del gas de Alimentacion

Presion en barg

Temperatura en CelsiusIntroduzca el valor de la Temperatura de Alimentacion

del gas

Unidades Introduzca el Valor de Propiedad

GENERAL

A continuacion debe especificar las caracterisitcas solicitadas para el Gas de Alimentacion

Figura N° 2.3 Data de entrada a la hoja de cálculo (Condiciones de proceso)

Una vez suministrados los parámetros solicitados, y en función del mapa técnico construido

con base en simulaciones realizadas con el software PRO II 7.0 (para el caso de los

procesos de absorción física y química) y un modelo analítico considerando la ecuación de

ley de Fick (para estudiar los fenómenos de permeación en las membranas), el usuario

podrá observar las alternativas de endulzamiento sugeridas en dicho mapa; las cuales

garantizan un %CO2 en el gas tratado=6%molar en correspondencia con la data de proceso

ingresada. De existir competencias tecnológicas para un mismo %molar de CO2 alimentado

(más de un proceso técnicamente preseleccionado) el usuario podrá realizar un análisis

económico entre los procesos, y en función de las particularidades y la disponibilidad

financiera para implementar el proyecto, definirá el proceso de endulzamiento de su

conveniencia.

157

Apareceran en pantalla los procesos tecnicamente preseleccionados

La(s) Alternativa(s) de endulzamiento Pre-seleccionada(s) (CO2<=6%molar)

Figura N° 2.4 Opciones de endulzamiento seleccionadas para las condiciones de proceso

2.1.2 Identificación de Procesos

Posterior a la preselección técnica del proceso de endulzamiento, el usuario dispondrá de

referencias económicas y los requerimientos de energía estimados para cada proceso:

Tabla N° 2.2 Referencias económicas y de requerimiento energetico

Referencias Económicas

Inversión Inicial (CAPEX) en U.S.$

Gastos Operacionales (OPEX) en U.S.$

Requerimiento Energético

Se asigna un valor de referencia a cada proceso en Kw

En base dichas referencias, se dispondrán de órdenes de magnitud o parámetros de

comparación entre los procesos para realizar la evaluación económica; la cual se efectuara

considerando la data introducida en las hojas subsecuentes (“Data entrada-proceso A”,

“Data entrada-proceso B” y si existe un tercer proceso preseleccionado “Data entrada-

proceso C”).

2.1.3 Data entrada-proceso A, data entrada-proceso B y data entrada-proceso C

En una primera etapa, la evaluación económica consiste en ponderar entre si las referencias

económicas y energéticas para un proceso en particular. Para ello se le asigna a cada

variable un grado de importancia (sugerido en la escala de puntaje) para distinguirla del

resto de los ítems considerados.

158

0 1 2 3

NO es relevante Se debe considerar Importante Muy Importante

Escala de Puntaje

Figura N° 2.5 Escala de Puntaje cualitativo entre referencias económicas

El usuario deberá completar el formulario de evaluación, en donde ponderara el grado de

importancia de las siguientes variables:

• Inversión Inicial (CAPEX), U.S.$/año

• Gastos Operacionales (OPEX), U.S.$/ año

• Energía requerida, Kw/ año y Flexibilidad operacional (definida por el usuario)

Las particularidades de cada proyecto sugieren que el usuario podrá definir la capacidad de

adaptación de algún proceso a cambios en las parámetros de operación (%molar CO2

alimentación, etc.), requerimientos energéticos o de operación (repuestos, solventes, etc.)

Respuesta (Coloque su puntuacion)

¿Los Gastos operativos tienen mayor consideracion que la Flexibilidad operacional?

¿La Inversion inicial tiene mayor consideracion que la Energia requerida?

¿La Inversion inicial tiene mayor consideracion que los Gastos operativos?

¿La Inversion inicial tiene mayor consideracion que la Flexibilidad operativa?

¿La Energia requerida tiene mayor consideracion que los Gastos operativos?

¿La Energia requerida tiene mayor consideracion que la Flexibilidad operacional?

Figura N° 2.6 Evaluación de las referencias económicas

159

En la medida en que el usuario completa el formulario de evaluación, automáticamente se

construirá una matriz en donde se subtotaliza la puntuación individual de las variables

dentro del proceso estudiado; este procedimiento se repite para el resto de los procesos

seleccionados

SUB-TOTAL

Inversion inicial

Energia Requerida

Gastos Operativos

Flexibilidad Operativa

Nombre del Proceso:

VariablesInversion inicial Energia Requerida Gastos Operativos Flexibilidad Operativa

Figura N° 2.7 Opciones interactivas entre secciones de la hoja de cálculo

En los casos donde resulten preseleccionados 2 procesos, el usuario solo debe ingresar la

data referida a los mismos, obviando la “DATA ENTRADA-PROCESO C”; la cual

automáticamente será descartada para la evaluación económica y no será totalizada en la

matriz de evaluación. Los subtotales calculados para cada proceso en sus respectivas

matrices, son cotejados con la siguiente escala de rangos, con la cual se le asigna a cada

variable una evaluación definitiva que será utilizada para jerarquizarlas y hacer la selección

final.

Puntaje Matriz 40 30 25 59 0,73 0,54 0,45 58 2,42 1,81 1,51 4,57 6,05 4,54 3,78 3,66 12,10 9,07 7,56 2,525 20,16 15,12 12,60 1,514 28,80 21,60 18,00 0,763 36,00 27,00 22,50 0,30

entre 2 y 0 40 30,00 25,00 0,12

Flexibilidad Operacional

Maximos Puntajes Asociados

PARAMETRO Inversion inicial Energia Requerida Gastos operativos

Figura N° 2.8 Puntajes máximos asignados a las referencias económicas

La escala mostrada, refleja que los procesos que obtengan los menores subtotales para cada

renglón o variable, obtendrán el máximo puntaje, asociado al hecho de que requerirán

menor cantidad de dinero. Caso contrario ocurre con la flexibilidad operacional,

160

considerada una variable positiva o de aporte para cada tecnología; para lo cual al máximo

subtotal se la asigna la máxima puntuación.

2.1.4 Resultados

En cada proceso, la evaluación definitiva obtenida para las variables estudiadas se agrupa

en las casillas “TOTAL”. Dichas evaluaciones totalizadas serán comparadas entre los

procesos preseleccionados, y aquel que resultara con una mayor evaluación será

considerado desde un punto de vista económico como el más atractivo; en función de que

cumplirá con los requerimientos técnicos del proceso de endulzamiento (gas tratado en

especificaciones de venta, contenido CO2 =6%molar) al menor gasto-inversión referencial.

Por ejemplo, si al comparar los totales resultara: #A>#B y #A>#C, el proceso "A" será el

seleccionado entre el resto de los considerados.

SUB-TOTAL

EVALUACION

SUB-TOTAL

EVALUACION

SUB-TOTAL

EVALUACION

SUB-TOTAL

EVALUACIONTOTAL #A #B #C

ANALISISProceso

Seleccionado XEs descartado

Es descartadoC

Gastos Operativos

Flexibilidad Operativa

A

B

Parametros EconomicosInversion inicial

Energia Requerida

Procesos preseleccionados

A B C

Figura N° 2.9 Resultado de la evaluación de las referencias económicas

Aun cuando un proceso resultara seleccionado, no significara en todos los casos que el

mismo demande la menor disponibilidad de dinero u ofrezca la mayor flexibilidad

operacional, es por ello que en descargo de los procesos NO seleccionados, se muestra una

tabla de observaciones, la cual resulta de comparar entre los procesos las casillas de

evaluación para un mismo renglón o variable. El proceso cuya evaluación resulte mayor al

161

comparar las evaluaciones respectivas de los otros procesos, será catalogado como el

menos costoso o el de mayor flexibilidad operacional según la variable analizada.

Esto puede resultar útil en los casos donde el total de la evaluación resultara muy cercana

entre el proceso seleccionado y los descartados, pero los últimos requieran menor

disponibilidad de dinero o mayor flexibilidad operacional, lo cual en función de las

particularidades de cada proyecto pueda ser determinante; ya que el usuario puede imponer

sus preferencias técnicas de un proceso descartado y las hace prevalecer sobre las

referencias económicas. En otras palabras, en el caso de que decida implementar un

proceso de endulzamiento distinto al seleccionado, el usuario estará consiente de las

implicaciones asociadas a su selección y el descarte del resto de las opciones.

OBSERVACIONES

Requiere menor Inversion InicialMenor Requirimiento Energetico

Menores Gastos OperativosMayor Flexibilidad Operacional

CProceso

A B

Figura N° 2.10 Observaciones de la evaluación de las referencias económicas

162

2.1.5 Reporte

Presion (barg) Inversion inicial

Temperatura(C) Energia Requerida

Flujo(MMPCND) Gastos Operativos

%molar CO2 Aliment. Flexibilidad Operativa

PROCESOS diametro (m) altura (m) Inversion inicial Energia Requerida Gastos Operativos

PROCESOS Gastos Operativos

4 Trenes

3 Trenes

# Elementos

2 Trenes

Observaciones Tecnicas Observaciones Economicas (Inversion)

MDEA

HIBRIDOS

METANOL

DEA

METANOL

Referencias Tecnicas (solo contactora de absorcion) Referencias Economicas

DEA $ Kw $

Observaciones Economicas (Entre los procesos evaluados)

Proceso seleccionado

Condiciones de Operación

Figura N° 2.11 Hoja de reporte

Una vez finalizada la evaluación económica, se estructura un reporte contentivo de la data

de entrada suministrada por el usuario y los cálculos realizados en función de la misma.

Asimismo, se incluyen algunas observaciones técnicas para el proceso seleccionado,

referidas a la torre contactora en donde ocurre el endulzamiento del gas natural (para el

caso de los procesos de absorción física y química) o el área de membranas requerida

(asociadas a un numero de elementos determinado.

163

CAPÍTULO 3 - ACIONAL

AAPPEENNDDIICCEE -- CC

3.1 RESULTADOS DE LAS SIMULACIONES CON PRO II

A diferencia de las tablas mostradas previamente, las siguientes incluyen información

adicional relacionada con las etapas de separación requeridas en cada caso y la separación

entre los paltos que conforman dichas etapas.

Tabla N° 3.1 Etapas de separación y distanciamiento entre los paltos (Absorción),

135MMPCND Alimentados

ProcesoVolumen


%molarCO2 Descarga


Etapas de Separación

Diámetro (m)Separación entre Platos

(m)Altura (m)

10 3,64 0,19 6 2,29 0,38 6,7714,4 3,98 0,33 6 2,59 0,50 8,9317 5,03 0,37 6 2,74 0,54 9,6320 3,91 0,51 6 3,05 0,64 11,57

25 6,32 0,41 10 2,74 0,62 18,53

10 4,00 0,12 14 2,47 0,45 18,87

14,4 5,33 0,16 14 3,05 0,53 22,29

17 6,00 0,20 14 3,20 0,60 25,15

20 6,00 0,23 18 3,51 0,45 24,10

25 6,50 0,29 20 3,66 0,48 28,87

10 3,60 9,09 6 6,55 0,66 11,86

14,4 4,53 12,31 6 7,01 0,66 11,83

17 3,38 12,57 6 7,77 0,69 12,49

20 3,82 14,35 6 7,93 0,69 12,34

25 4,24 16,15 6 8,08 0,69 12,40

10 5,04 35,47 6 3,05 0,53 9,56

14,4 5,92 38,51 6 3,35 0,54 9,8017 5,98 30,60 6 3,35 0,63 11,4120 6,05 46,89 6 3,20 0,37 6,6525 5,90 49,34 6 3,35 0,39 6,96

DEA 135

MDEA 135

DEPG 135

Metanol 135

164

Tabla N° 3.2 Etapas de separación y distanciamiento entre los paltos (Absorción),

300MMPCND Alimentados

ProcesoVolumen


%molarCO2 Descarga


Etapas de Separación

Diámetro (m)Separación entre Platos

(m)Altura (m)

10 4,12 0,21 6 3,66 0,35 6,2114,4 4,03 0,32 6 3,66 0,38 6,7517 4,76 0,37 6 3,96 0,41 7,3620 6,12 0,29 12 4,12 0,44 15,8525 6,33 0,46 12 4,27 0,49 17,6010 3,94 0,12 14 4,40 0,41 17,25

14,4 5,04 0,18 14 4,42 0,43 18,0617 6,00 0,20 14 4,72 0,45 18,7620 6,80 0,23 16 6,25 0,58 27,8425 8,00 0,13 25 3,96 0,40 29,9710 4,73 7,59 6 10,97 0,74 13,36

14,4 4,72 11,41 6 12,95 0,78 13,9617 5,42 12,51 6 13,26 0,77 13,8320 6,00 14,67 6 13,56 0,77 13,8825 6,00 16,45 6 14,48 0,78 14,0010 5,93 20,75 6 4,12 0,37 6,68

14,4 5,96 23,40 6 4,88 0,45 8,1117 5,89 24,10 6 5,03 0,49 8,7820 5,94 27,43 6 5,33 0,50 8,9225 5,96 29,31 6 5,49 0,52 9,41

DEA 300

MDEA 300

DEPG 300

Metanol 300

165

Tabla N° 3.3 Etapas de separación y distanciamiento entre los paltos (Procesos Híbridos), 135MMPCND de gas Alimentado






Etapas de Separación A

Etapas de Separación B

Tray spacing A(m) Tray spacing B (m) Diámetro A (m) Diámetro B (m) Altura A (m) Altura B (m)

DEARECTISOL 135 9,6925 5,12 6,33 6 13,40

RECTISOL MDEA 135

0,54 0,745,74 6 2,59 3,20

255,14 6,56 5,86

6 6 0,49 0,66 11,832,59 3,05 8,82

Tabla N° 3.4 Etapas de separación y distanciamiento entre los paltos (Procesos Híbridos), 300MMPCND de gas Alimentado






Etapas de Separación A

Etapas de Separación B

Tray spacing A(m)

Tray spacing B (m)

Diámetro A (m) Diámetro B (m) Altura A (m) Altura B (m)

20 5,71 6,34 6,03 6 6 0,38 0,54 3,51 4,57 6,90 9,7725 5,97 6,08 6,02 6 6 0,39 0,55 3,66 4,88 7,06 9,9620 5,72 6,00 5,86 6 6 0,38 0,54 3,51 4,72 6,90 9,7925 5,82 6,22 6,02 6 6 0,39 0,54 3,66 4,88 7,11 9,79

DEA 300RECTISOL

RECTISOL MDEA 300

166

ACIONAL

endulzamiento

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