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REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA
UNIVERSIDAD DEL ZULIA
FACULTAD DE INGENIERÍA DIVISIÓN DE POSTGRADO
PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERIA DE GAS
EVALUACIÓN DEL USO DE GASOIL Y ACEITE PURULUB EN EL
SISTEMA DE CALENTAMIENTO EN LA REGENERACIÓN DE LOS PROCESOS EN UNA PLANTA COMPRESORA.
Trabajo de Grado presentado ante la
Ilustre Universidad del Zulia para optar al Grado Académico de
MAGÍSTER SCIENTIARIUM EN INGENIERIA DE GAS
Autor: YANETH RUSSO MARTINEZ Tutor: Jorge Barrientos
Maracaibo, mayo 2009
Russo Martínez Yaneth. Evaluación del Uso de Gasoil y Aceite Purulub en el
Sistema de Calentamiento en la Regeneración de los Procesos en Una Planta
Compresora. (2009) Trabajo de Grado Académico de Magíster Scientiarium. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado,
Maracaibo, Venezuela, 132p. Prof. Jorge Barrientos
RESUMEN
El presente estudio permite evaluar la sustitución del fluido de calentamiento en la Unidad de Extracción de Líquido del Gas Natural LGN en la planta
compresora Tía Juana 2 de PDVSA, con la finalidad de aumentar la capacidad de calentamiento para procesar mayor volumen de LGN. Para la evaluación
del sistema calentamiento y del proceso de extracción de liquido se diseñó un modelo de ambos sistemas que permita simular el comportamiento del
proceso variando el flujo de gas hasta la máxima capacidad de la planta 425 MMPCED, la simulación del proceso de extracción de líquido y del sistema de
calentamiento se realizará con el paquete de simulación PRO/IIR con PROVISION TM, considerando las condiciones de diseño y operaciones de la
planta, las cuales servirá de base para validar la simulación. Para los
modelos a desarrollar en la simulación se tomará como base las recomendaciones, en cuanto a métodos termodinámicos, ecuaciones de
estado y propiedades de transporte implícitas en el simulador PRO/II R con PROVISION TM. Una vez obtenido los resultados del uso de gasoil y el aceite
purulub seleccionar el que mejor resultado arroje en el sistema y realizar la implantación y la sustitución. El fluido seleccionado debe incrementar la
capacidad calorífica del sistema de calentamiento de la planta de extracción de LGN, así como, la Producción de LGN al ampliar la disponibilidad en la
capacidad de la planta, incrementar los ingresos por concepto de incremento de $/Bls de LGN cumpliendo con los compromisos de entrega y disminución
de los costos de mantenimiento.
Palabras Clave: Fluido de calentamiento, LGN, extracción de Líquidos y
Planta compresora Tía Juana 2
E-mail del autor: [email protected] [email protected]
Russo Martinez Yaneth. Evaluation of the Use of Diesel Oil and Oil Purulub in
the System of Heating in the Regeneration of the Pocesses in a Compressing Plant. (2009). Trabajo de Grado Académico de Magíster Scientiarium.
Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 132p, Prof. Jorge Barrientos
ABSTRACT
The present study allows to evaluate the substitution of the heating fluid in the Unit of Extraction of Liquid of the Natural Gas LNG in the compressing
plant Tía Juana 2 of PDVSA, in order to increase the capacity of heating to process major volume of LNG. For the evaluation of the system heating and
the process of extraction of liquid a model of both systems was designed that allows to simulate the behavior of the process varying the gas flow until the
maximum capacity of the plant 425 MMPCED, the simulation of the process of extraction of liquid and of the system of heating will be realised with the
package of simulation PRO/IIR with PROVISION TM, considering the conditions of design and operations of the plant, which will serve basic to
validate the simulation. For the models to develop in the simulation it will be taken as it bases the recommendations, as far as thermodynamic methods,
equations of state and implicit properties of transport in the simulator
PRO/IIR with PROVISION TM. Once obtained the results of the diesel oil use and the oil purulub to select the one that better result throws in the system
and to realise the implantation and the substitution. The selected fluid must increase the heat capacity of the system of heating of the plant of extraction
of LNG, as well as, the Production of LNG when extending the availability in the capacity of the plant, to increase the income by concept of increase of
$/Bls of LNG fulfilling the commitments of delivery and diminution of the maintenance costs.
Key words: Heating fluid, LNG, Extraction of liquids and Compressing
Plant Tia Juana 2.
E-mail of the author: [email protected], [email protected]
proceso de extracción de líquido y del sistema de calentamiento se realizará con en el paquete de simulación PRO/IIR con PROVISION TM, considerando las
condiciones de diseño y operaciones de la planta, las cuales servirá
DEDICATORIA
Dedico el presente Trabajo de Grado:
A Dios Todopoderoso.
A mi hija: Isabella Valentina.
A mi madre: Hermila Martínez.
A ti Hanuar por tu apoyo incondicional
A mi sobrina: Yanelin Isabel y a mis hermanos, sobrinos, primos, tías por
el apoyo.
A mis amigos
AAGGRRAADDEECCIIMMIIEENNTTOO
Quiero Expresar mi agradecimiento:
A mi familia por apoyarme siempre en cada reto que me establezco y
por comprender el sacrificio que representa pera todos en el tiempo
dedicado.
A la Ilustre Universidad del Zulia por permitirme nuevamente entrar a
sus aulas y darme la oportunidad de obtener nuevos conocimiento y un
segundo titulo
Ing. Juan Perdomo por el valioso aporte intelectual, apoyo y atención
prestada en la elaboración de este Trabajo de Grado…..Gracias Juan!!
Al Ing. Jorge Barrientos por el la dedicación, orientación, comprensión
y aporte académico en el desarrollo del Trabajo de Grado y por todo el
gran apoyo que siempre brinda al maestrante de Ingeniería de Gas
….Muchas gracias Prof. Jorge!!
A la empresa PDVSA especialmente a la Gerencia de Gas Asociado por
permitirme el acceso a la información y por la disposición positiva
brindada.
A todo el excelente personal que labora en de la División de Postgrado
de Ingeniería de La Universidad del Zulia. Profesores, personal
administrativo, personal de mantenimiento y vigilancia a todos muchas
gracias!
A mis amigos de siempre
A todos aquellos que de alguna forma colaboraron en el desarrollo de
este Trabajo de Grado
A todos, Mi especial agradecimiento!
TTAABBLLAA DDEE CCOONNTTEENNIIDDOO
Pág.
RESUMEN……………………………………………………………………………………………………. 3
ABSTRACT………………………………………………………………………………………………….. 4
DEDICATORIA……………………………………………………………………………………………. 5
AGRADECIMIENTO…………………………………………………………………………………….. 6
TABLA DE CONTENIDO……………………………………………………………………………… 7
LISTA DE TABLAS………………………………………………………………………………………. 10
LISTA DE FIGURAS……………………………………………………………………………………. 11
LISTA DE SIMBOLOS Y GLOSARIO……………………………………………………………. 12
INTRODUCCION…………………………………………………………………………………………. 14
CAPITULO
I PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA
Planteamiento del Problema…………………………………………………………. 15
Justificación y Delimitación de La Investigación………………………… 15
Objetivo General de La Investigación………………………………………….. 16
Objetivo específicos de La Investigación………………………………….. 16
Hipótesis 17
Área de la Investigación………………………………………………………………. 17
Antecedentes de la Investigación………………………………………………… 17
Metodología a Utilizar…………………………………………………………………… 19
Viabilidad de la Investigación………………………………………………………. 19
Resultados de la Investigación y Estrategias de implantación…… 20
II DESCRIPCION DEL PROCESO
Descripción del Proceso……………………………………………………………….. 21
Descripción General de la Planta Compresora Tía Juana-2……… 21
Descripción de Una Etapa de Compresión Típica……………………….. 22
Proceso de Extracción de LGN……………………………………………………… 24
Sistema de Enfriamiento y Separación de los Líquidos de Gas
Natural………………………………………………………………………………………….. 24
Sistema de Estabilización de los Líquidos de Gas Natural………….. 26
Sistemas Auxiliares………………………………………………………………………. 28
Sistema de Glicol……………..………………………………………………………… 28
Sistema de Calentamiento………………………………………………………… 32
III MARCO TEORICO
Simuladores de Proceso………………………………………………………………… 35
Simulador de Proceso PROII ® Con PROVISION™……………………………. 35
Modelos Termodinámicos en el Simulador de Proceso ROII® 37
Transferencia de calor…………………………………………………………………… 39
Mecanismos de Transferencia de Calor………………………………………. 39
Conducciónn 39
Convección………………………….………………………………………………………. 40
Radiación…………………………………………………………………………………. 40
Intercambiadores de Calor…………………………………………………………… 41
Ecuaciones Básicas en Intercambio de Calor…………………………… 41
Diferencia De Temperaturas Media Logarítmica……………………… 42
Clasificación Según el Servicio…………………………………………………….. 43
Bombas…………………………………………………………………………………………. 44
Bombas Reciprocantes……………………………………………………………. 45
Bombas Rotativa…………………………………………………………………….. 45
Bombas Cinéticas……………………………………………………………………. 45
Cabezal Neto de Succión Positivo Requerido (Npshr)……………. 46
Selección………………………………………………………………………………….. 46
Leyes de Afinidad…………………………………………………………………….. 47
Bombas en Serie……………………………………………………………………… 47
Bombas en Paralelo…………………………………………………………………. 48
IV MARCO METODOLOGICO
Metodología y Procedimientos Empleados…………………………………… 49
Revisión de Material Técnico y Recopilación de Información……… 49
Diseño de los equipos de la Unidad de Extracción de Líquidos 53
en Pro/II r con Provisión TM
Simulación del Sistema de Extracción de LGN y del Sistema de Calentamiento……………………………………………………………………………….
57
Premisas Consideradas para realizar las Simulaciones………………. 58
V ANALISIS DE LOS RESULTADOS DE LA SIMULACIÒN
Resultados 60
Simulación del Sistema de Calentamiento con el Fluido
Turbolago-32………………………………………………………………………………….
60
Análisis del Calentador D1-201……………………………………………………. 65
Análisis del Rehervidor de la Torre D2-259…………………………………. 66
Análisis del Rehervidor de la Glicol D2-211…………………………………. 67
Análisis del Enfriador Atmosférico D2-261…………………………………. 68
CONCLUSIONES…………………………………………………………………………………………. 69
RECOMENDACIONES………………………………………………………………………………….. 71
REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS……………………………………………………………….. 72
ANEXOS………………………………………………………………………………………………………. 73
LLIISSTTAA DDEE TTAABBLLAASS
Figura
Pág.
1 Especificaciones Técnicas de los equipos del sistema de
calentamiento …………………………………………………………………...……. 49
2
Especificaciones Técnicas de los equipos de la unidad de
extracción de LGN…………………………………………………………………………… 50
3 Destilación ASTM D-86, propiedades físicas del aceite Turbolago-
32 y del Gasoil………………………………………………………………………… 51
4 Proceso Típico de Refrigeración (RE) Destilación ASTM D2887 y
propiedades físicas del aceite Purulub ………………………………………….. 51
5 Composición del gas de la quinta etapa de compresión cadena A
52
6 Composición del gas de la quinta etapa de compresión cadena B
52
7 Composición del gas de la línea de transferencia………………………….
53
8 Resumen de los resultados de la simulación con turbolago-32,
Purulub y Gasoil en el calentador D1-201……………………………………… 61
9 Resumen de los resultados de la simulación con turbolago-32,
Purulub y Gasoil en el Rehervidor de La Torre D2-259…………………. 62
10 Resumen de los resultados de la simulación con turbolago-32,
Purulub y Gasoil en el Rehervidor de Glicol D2-211……………………… 63
11 Resumen de los resultados de la simulación con turbolago-32,
Purulub y Gasoil en el Enfriador Atmosférico D2-261…………………… 64
LLIISSTTAA DDEE FFIIGGUURRAASS
Figura
Pág.
1 Ubicación área de estudio……………………………………………………………. 17
2 Esquema típico de una cadena de compresión……………………………. 22
3 Esquema de la planta compresora Tía Juana Nº2………………………. 23
4 Esquema de la Extracción de LGN……………………………………………….. 25
5 Diagrama de estabilización de LGN………………………………………… 27
6 Sistema de glicol…………………………………………………………………………… 29
7 Esquema del sistema de calentamiento………………………………………. 32
8 Especificaciones de la Torre Desetanizadora………………………………. 54
9 Especificaciones del Rehervidor de la Torre D2-259………………… 55
10 Especificaciones del Rehervidor de Glicol D2-211………………………. 58
11 Especificaciones del Enfriador Atmosférico D2-261…………………… 56
12 Gráfica porcentual flujo màsico equivalente D2-201………………….. 57
13 Gráfica porcentual de flujo volumétrico equivalente D2-201……… 61
14 Gráfica porcentual flujo màsico equivalente D2-259………………….. 62
15 Gráfica porcentual de flujo volumétrico equivalente D2-259……… 66
16 Gráfica % coeficiente global de transferencia de calor D2-259…. 62
17 Gráfica porcentual flujo màsico equivalente D2-211………………….. 63
18 Gráfica porcentual de flujo volumétrico equivalente D2-211……… 63
19 Gráfica % coeficiente global de transferencia de calor D2-211…. 63
20 Gráfica porcentual flujo màsico equivalente D2-261………………….. 64
21 Gráfica porcentual de flujo volumétrico equivalente D2-261……… 64
22 Gráfica % coeficiente global de transferencia de calor D2-261…. 64
LLIISSTTAA DDEE SSIIMMBBOOLLOOSS YY GGLLOOSSAARRIIOO
A = Área de transferencia de calor. Pie 2
D = Diámetro nominal de la tubería, Pie
Di ò d = Diámetro interno del tubo, (plg)
DE = Diámetro exterior del tubo (plg)
f m = Factor de fracción e Moody, (fm = 4,0. F f)
f is = Factor Isométrico de fricción dentro del tubo
g = Aceleración debido a la gravedad; 32,2pies/s2
k = Conductividad térmica, Btu/h pie2 ºf
i = subíndice para el lado de los tubos
Ke = Factor caída de presión (Normas PDVSA)
L = Longitud de los tubos o la línea, pie
LMTD = Diferencia de temperaturas media logramatica
MTD = Diferencia de temperatura media efectiva
N = Numero de tubos por pase
NTP = Numero de pases por la carcasa
Ns = Numero de carcasa en serie
n = Numero de moles. Lb-mol
o = Subíndice para el lado de la carcasa
P = Presión, psig
P1 = Presión de succión, psig
P2 = Presión de descargas, psig
PM = Peso molecular, lbm/lbmol
(Ap)NN = Caída de presión total, psi
Q = Flujo de calor, MMBTU/hr
Re = Numero de Reynolds; (adimensional)
Rf = Resistencia de fluido
Rp = Resistencia de la tubería
Rr = Resistencia al aislamiento
Ra = Resistencia al ambiente
RPM = Revoluciones por minuto
T = Temperatura, º F
Tamb = Temperatura ambiente
U = Coeficiente global de transferencia de calor
V = Velocidad del fluido pies/seg
Vn = Velocidad promedio boquilla lado tubo, pies/seg
Vt = Velocidad del fluido en los tubos, oies/seg
W = Flujo màsico. lb/hr
b = Viscosidad a la temperatura promedio, cp
Viscosidad cinética, st
e Viscosidad del fluido en fase simple, (cp)
p = Densidad del fluido en fase simple. Lbm/pie 3
= Constante de Stefan-Boltzman (0,173x10-8 Btu/h pie2. R4
= Factor de corrección del gradiente de viscosidad
p = Factor de corrección de la convección natural
INTRODUCCION
La necesidad de incrementar la producción de los Líquidos del Gas Natural
LGN, llevo a realizar el estudio de las limitaciones de la Unidad de Extracción
de Liquido (expansión) de la planta Compresora Tía Juana 2, la cual no esta
siendo utilizada a su máxima capacidad, la limitación se debe al fluido de
calentamiento utilizado actualmente, el cual no proporciona la carga
calorífica cuando se aumenta la alimentación del gas, lo que limita la
extracción de LGN con las especificaciones requerida y la tendencia que tiene
este fluido a degenerarse al someterse a altas temperaturas.
Debido a esto surgió la propuesta de evaluar la sustitución del fluido de
calentamiento tomando en consideración el diseño de la planta y las
variables operacionales.
El presente Trabajo de Grado se compone de cinco (5) capítulos, los cuales
describen el desarrollo del estudio planteado. En el primer capitulo se expone
el planteamiento del problema los antecedente, los objetivos la hipótesis y
los resultados esperados
En el segundo capitulo se describe a detalle todo el proceso de la Unidad de
Extracción de Líquidos de la Planta Compresora Tía Juana fundamento
principal del estudio.
En el tercer y cuarto capitulo se describe los fundamentos teóricos en el que
se basa el estudio para un mejor entendimiento del tema desarrollado y la
metodología utilizada para el diseño del modelo de simulación de los
procesos en estudio así como la descripción de la información técnica de la
planta para el diseño y validación de los resultados
En el quinto capitulo se evalúan los resultados arrojados por la simulación
realizadas con PRO/IIR con PROVISION TM para cada uno de los
intercamabidores del sistema de calentamiento al incrementar el flujo de gas
Por ultimo se presentan las conclusiones y recomendaciones con base en los
resultados del estudio realizado.
CCAAPPIITTUULLOO II
PPLLAANNTTEEAAMMIIEENNTTOO DDEELL PPRROOBBLLEEMMAA
I.1. Planteamiento del Problema
En la planta compresora Tía Juana 2, existe la unidad de extracción de
Líquido del Gas Natural la cual tiene como función extraer propano, butano y
gasolina natural del gas que se comprime en la planta compresora y
enviarlos al complejo GLP para su fraccionamiento.
Para llevar a cabo este proceso la unidad de extracción esta conformada por
cuatro (4) sistemas principales:
a) Sistema de enfriamiento del gas y separación de los líquidos del Gas
Natural
b) Sistema de estabilización de los líquidos del Gas Natural
c) Sistema de refrigeración mecánica con propano
d) Sistemas auxiliares
Con el incremento de la producción de LGN en unos 5-10 mil barriles
estándar por día (MBPED) con la incorporación del sistema de recirculación
de gasolina el actual sistema de calentamiento que posee la planta (para
estabilizar los LGN en una torre desetanizadora) se utiliza al máximo, por lo
que la planta quedó sin flexibilidad operacional. Debido a esto se ha
planteado la opción de utilizar el gasoil o aceite purulub como sustituto del
aceite turbolago-32 en el sistema de calentamiento, con la finalidad de
manejar los nuevos volúmenes de producción agregando capacidad de
calentamiento por las ventajas térmicas que presenta el gasoil y el aceite
Purulub
I.2. Justificación y Delimitación de la Investigación:
Los LGN representan dentro de la industria otro de los negocios rentables ya
que los barriles de estos productos tiene un precio competitivo a la hora de
colocarlos en el mercado. La demanda del mercado interno es cada vez
creciente por lo que se hace necesario aumentar la capacidad de producción
en la extracción de LGN en la Planta Compresora Tía Juan 2 (PCTJ-2).
La importancia de este trabajo esta en definir las acciones a tomar para
maximizar la producción de LGN en la Planta Tía Juana 2, aumentando la
carga calorífica, asegurando la disponibilidad de la planta al momento de
incrementar la producción ya que es un requerimiento a corto plazo de la
Gerencia de Occidente.
I.3. Objetivo General de la Investigación
Evaluar el uso del gasoil y aceite purulub como reemplazo del aceite
Turbolago 32 usado actualmente en el sistema de calentamiento de la planta
de extracción de LGN Tía Juana 2 de PDVSA. Con la finalidad de aumentar la
capacidad de calentamiento para el manejo de volúmenes mayores de
producción de LGN
I.4. Objetivos Específicos de la Investigación
a) Evaluar el uso del gasoil y aceite purulub como reemplazo del aceite
Turbolago 32 usado actualmente en el sistema de calentamiento de la
planta de extracción de LGN Tía Juana 2 de PDVSA tomando en
consideración la carga de diseño como la máxima esperada de la unidad
de extracción de LGN
b) Evaluar la capacidad de calentamiento del calentador D1-201
considerando la circulación de la tasa de gasoil y aceite purulub
requerida según objetivo especifico a)
c) Evaluar la capacidad térmica del enfriador por aire D2-261
d) Evaluar las propiedades especificas de los dos (2) fluidos tales como,
densidad, (r), viscosidad (n) y presión de vapor
I.5. Hipótesis
Con el reemplazo del aceite turbulago -32 se obtendrá mayor capacidad de
producción de LGN agregando capacidad térmica usando Gasoil o aceite
purulub en el sistema de calentamiento.
I.6. Area de la Investigación
Este trabajo de tesis se llevó a cabo en las instalaciones del Área de Tía
Juana, PDVSA Occidente, específicamente en el sistema de calentamiento de
la unidad de extracción LGN, en la Planta Compresora Tía Juana 2. La Planta
Compresora Tía Juana 2 está ubicada en el área sur de Tía Juana, a unos 16
KM al Sur Oeste del Muelle de Tía Juana, Municipio Simón Bolívar, Estado
Zulia, Venezuela. Ver figura 1.
Figura 1. Ubicación área de estudio
I.7. Antecedentes de la Investigación:
La Planta Compresora Tía Juana 2 inicia sus operaciones en el año 1957 con
una capacidad de procesamiento de 425MMPCED de gas, desde una presión
de 25 psig hasta lograr presiones de descarga de 1600 psig, posee dos
cadenas de compresión de seis (6) etapas cada una y utiliza turbinas
Westinghouse de un solo eje.
TIA JUANA
LAGO M A R A C A I B O
MARACAIBO
BACHAQUERO
TJ-3
TJ-1 TJ-2
BA-1
En 1971 se adiciona la unidad de extracción de Liquido del Gas Natural LGN
por refrigeración mecánica con propano como método para la licuefacción de
los líquidos del gas natural para obtener un condensado estabilizado, el cual
es enviado luego de desetanizado a la planta GLP-2, donde es fraccionado en
conjunto con el proveniente de la planta GLP-1. También se instalan las
torres desetanizadora para operar a unas 415 psig y separa un producto rico
en etano con un porcentaje molar de propano del 1 al 4% molar, el gas rico
en etano es el insumo para la petroquímica.
Actualmente posee una capacidad de procesamiento de 350MMPCED y un
óptimo aprovechamiento de gas mediante la extracción de 18.000 barriles
diarios de líquidos de gas natural
Para el año 1973, la empresa Creole Petroleum Corporation realiza un
informe técnico “Performence Test Conservation Plant Tía Juana Two”,
en donde se realiza una evaluación del tren de compresión y establece que
cuando el compresor 6 se encuentra fuera de servicio, la potencia consumida
por el compresor 5 es mayor de lo que se puede esperar que la turbina
entregue, por consiguiente no se puede operar bajo esas condiciones.
Recientemente se incorporó a la planta PCTJ-2 el sistema de recirculación de
gasolina, con el fin de incrementar su capacidad de extracción de los LGN, el
cual consistió en instalara una torre absorbedora para efectuar una
extracción mas profunda del gas residual proveniente de la unidad de
refrigeración mecánica, el proceso utiliza como medio absorbente gasolina
pobre proveniente del complejo GLP, también se aumentó el flujo de gas del
sistema de transferencia de gas de alta presión hacia la sección de extracción
con el propósito de incrementar la producción de los LGN.
En noviembre del 2003 el Ing. Juan Perdomo realizó un informe técnico de
una “Prueba de Eficiencia a la PCTJ2”, la cual realiza una evaluación de los
compresores en donde se evidencia la presión mínima de descarga del tren
de compresión la cual era igual a 942 psig en la quinta etapa, un GHP real
del compresor de la turbina de potencia de 6926 y BHP del compresor de
6992.
Actualmente PDVSA División Occidente tiene como meta
incrementar la extracción de los LGN de allí la necesidad de
aumentar la flexibilidad de la planta para la extracción de los LGN
I.8. Metodología a Utilizar
a) Recopilación de la información de diseño, datos operacionales actuales y
del proceso del sistema de calentamiento de la planta de extracción de
LGN Tía Juana 2
b) Revisión de material técnico, esquemas del proceso y especificaciones de
los equipos
c) Se realizará la simulación utilizando el software comercial PROII 6.0 bajo
las condiciones de operación de diseño y actuales, para calentadores,
rehervidores sistema hidráulico entre otros.
d) Finalmente, se emitirán las conclusiones y recomendaciones necesarias
a fin de ejecutar el proyecto para así incrementar la producción de LGN
con las especificaciones de producción.
I.9. Viabilidad de la Investigación
Esta investigación cuenta para su desarrollo con:
a) Información bibliográfica especifica que permita obtener una visión
amplia de los procesos, equipos y componentes involucrados así como
de datos de diseño de la planta
b) Visita, y consulta al personal técnico especialista en el área, además de
la facilidad en el suministro de información sobre la data de operación
de la planta.
c) Información electrónica, monitoreo instantáneo a través de
herramientas de computación con acceso autorizado.
d) Disposición y autorización a tiempo completo de paquete de simulación
comercial tanto para el proceso de extracción de líquido coma para redes
de gas que permiten evaluar de manera confiable los procesos.
La empresa PDVSA OCCIDENTE específicamente la Gerencia de Gas Asociado
tiene total disposición e interés en la realización del trabajo debido a la
necesidad de ampliar la capacidad de extracción de LGN y aumentar la
producción de los mismos.
I.10. Resultados de la Investigación y Estrategias de Implantación
1. Incrementar la capacidad calorífica del sistema de calentamiento de la
planta de extracción de LGN, sustituyendo el fluido de calentamiento
actual
2. Incremento en la Producción de LGN al ampliar la disponibilidad en la
capacidad de la planta
3. Incrementar los ingresos por concepto de incremento de $/Bls de LGN
cumpliendo con los compromisos de entrega.
4. Disminución de los costos de Mtto.
5. Una vez obtenido los resultados del uso de gasoil y el aceite purulub
seleccionar el que mejor resultado arroje en el sistema y realizar la
implantación y la sustitución
CCAAPPIITTUULLOO IIII
DDEESSCCRRIIPPCCIIOONN DDEELL PPRROOCCEESSOO DDEE EEXXTTRRAACCCCIIOONN DDEE LLGGNN
II.1 Descripción del Proceso
En esta unidad se decribe el proceso general de la planta
correspondiente al sistema de calentamiento de la unidad de
extracción de líquidos del gas natural (LGN) en planta compresora
Tía Juana Nº 2.
II.2. Descripción General de la Planta TJ-2
La Planta Compresora de Gas tiene una capacidad de procesamiento de
420MMPCED y una presión de descarga aproximada de 1600 PSIG. El gas de
alimentación proveniente del depurador de las estaciones de flujo llega a la
planta con una presión que varia de 25 a 50 psig, llega al depurador de la
entrada de la primera etapa de compresión.
La planta posee dos cadenas de compresión con seis compresores cada uno.
La planta compresora esta constituida principalmente por:
a. Un depurador principal de entrada al cual llegan las líneas de recolección
que permiten la entrada de gas a baja presión (25 psig) proveniente de las
estaciones de flujo del área.
b. Dos trenes de compresión idénticos, que permiten incrementar la
presión del gas, constituidos cada uno por seis (6) etapas de compresión, en
donde cada una de ellas consta de:
Depurador de gas
Compresor centrifugo
Turbinas a gas marca Westinghouse.
Enfriadores atmosféricos
Válvulas de succión, descarga, desvío, venteo, presurización y
recirculación.
c. Extracción de Líquidos del Gas Natural, que permite una producción del
orden de los 18.000 barriles por día de LGN
d. Plataforma de distribución del gas a alta presión (1.600 psig), en la cual
las dos líneas de descarga de las cadenas de compresión son interconectadas
por medio de líneas y válvulas al resto de las plantas compresoras, con el fin
de transferir o recibir gas desde las mismas para mantener los suministros.
e. Módulos de compresión de gas rico en etano, con el fin de incrementar
la presión del mismo y poder suministrarlo a la petroquímica de El Tablazo.
Ver figura 2.
Figura 2. Esquema típico de una cadena de compresión
II.3. Descripción de una Etapa de Compresión Típica
A continuación se describe el proceso de una etapa de compresión en una
planta convencional por cadena.
El gas de succión, entra a la planta a través del depurador principal o de
entrada (llamado S-O en el caso de plantas convencionales), esto con la
finalidad de recoger los restos de crudo, agua y considerando que pueda
permanecer remanentes en el gas. Una vez limpio, el gas pasa a un
compresor centrífugo, cuyo eje esta conectado a una turbina de gas y que
gira a determinadas revoluciones (dependiendo de la etapa) con el objetivo
de comprimir el gas a través de las ruedas que constituyen el rotor
respectivo.
CAJA DE
NEGRANAJE
CONDENSADO
TURBINA
COMPRESOR DE GAS
ENFRIADOR
DEPURADOR DE
ENTRADA DEPURADOR DE
SALIDA
Cuando el gas se comprime, se calienta. El calor debido a la compresión
debe removerse antes de que el gas entre a la siguiente etapa de
compresión y sea comprimido nuevamente. Con esta remoción de calor se
evitan temperaturas altas que afectan la resistencia mecánica de los
componentes y se disminuye los requerimientos de potencia. Para tal fin
existen enfriadores atmosféricos o enfriadores de tipo ventilador (fin fan
cooller) cuya función es la de mantener la temperatura de gas de entrada a
la siguiente etapa compresora en el orden de los 95°F.
Cuando el gas rico es comprimido y enfriado, algunas fracciones de gasolina,
pesados y agua, condensan; por lo cual se hace necesario, además del
enfriador colocar en la etapa compresora un depurador. Dicho depurador se
encarga de atrapar el condensado y evitar que este entre al compresor de la
siguiente etapa, provocando daños en el mismo. Ver figura 3.
Figura 3. Esquema de la planta compresora Tía Juana Nº 2
EXTRACCION
GR
E
G L
P
GASOLINA
LINEA DE TRANSFERENCIA (150-200 MMPCED 1350-
1150#)
1 BA
6
B
5
B 4
B
3
B 2
B
1A
6
A
5
A 4
A
3
A 2
A
D
I
S
T
R
I
B
U
C
I
O
N
II.4 Proceso de Extracción de LGN
A continuación se describen los procesos que conforman el sistema
de extracción de LGN de la planta Tía Juana N°2, y las operaciones
asociadas al proceso
La planta compresora Tía Juana Nº 2 tiene un sistema que permite extraer
los LGN contenidos en la corriente del gas que procesan las cadenas de
compresión. Mediante este sistema se obtienen unos 18.000 barriles de LGN.
Las operaciones que se utiliza en este proceso son:
a. Sistema de Enfriamiento del Gas y Separación de los Líquidos de Gas
Natural
b. Sistema de estabilización de los Líquidos del Gas Natural
c. Sistema de Refrigeración Mecánica por Propano.
d. Sistemas Auxiliares
II.4.1 Sistema de Enfriamiento del Gas y Separación de los Líquidos de Gas
Natural
Para el sistema de enfriamiento el gas que sale de la cuarta o quinta etapa de la
cadena de compresión pasa a los enfriadores atmosféricos de donde sale a una
temperatura de 95° F luego este flujo es desviado hacia el proceso de extracción de
LGN para ser enfriado hasta unos –40 °F, a fin de condensar los LGN que contiene.
El gas rico en hidrocarburos pesados de la quinta etapa del proceso de compresión
fluye hacia la expansión, hasta el depurador de entrada (D8-210-A/B), dependiendo de
la cadena de la cual provenga, donde parte del agua condensada es separada de esta
corriente y retornada al depurador de entrada de la planta. El gas luego continúa hasta
legar a los intercambiadores gas-gas y gas–líquido. Ver figura 4.
Figura 4. Esquema de la Extracción de LGN
Aguas arriba de los intercambiadores existe la facilidad de incrementa la tasa de flujo
de esta corriente con gas proveniente de la red de alta presión. Toda esta mezcla fluye
posteriormente, en una sola corriente, a través de una línea principal que luego se
distribuye en cuatro corrientes.
La primera corriente de gas rico pasa por los intercambiadores gas-gas D2–201 A/B
para intercambiar calor con el gas residual proveniente de la torre absorbedora, el cual
sale a una temperatura desde -40° F hasta unos 4°F
La segunda corriente de gas rico pasa por los intercanmbiadores gas-liquido D2-202
A/B para intercambiar calor con la corriente de condensado rico en LGN que sale del
separador trifasico D8-202A. La temperatura de este líquido aumenta hasta unos 76°F,
mientras que el gas rico disminuye su temperatura de –10°F, para luego fluir,
conjuntamente con el condensado separado en la cadena B, hacia la torre de
estabilización de los líquidos del gas natural.
Gas residual a compresión
Del separador del chiller cadena B
Gas rico de
cadena A y red de alta
Gasolina + LGN
Torre absorb. D8-271
Separador trifásico D8-202 CHILLER D-204 Sist. Refrig. Con Propano
INTERCAMBIADOR
LIQUIDO-LIQUIDO
INTERCAMBIADOR GAS-GAS D-201
INTERCAMBIADO
R GAS-LIQUIDO D2-373
INTERCAMBIADOR
GAS-VAPOR D2-257
INTERCAMBIADOR GAS-LIQUIDO
D2-202
Sistema de
calentamiento Estabilizado a
complejo GLP
Gas rico en
Etano
Gasolina + LGN a T8 en complejo GLP
LGN A
COMPLEJO
GLP
La tercera corriente de gas rico es dirigida hacia los intercambiadores gas-vapor del
tope D2-257 A/B, a fin de intercambiar calor con el gas rico en etano separado en el
tambor de reflujo de la torre que sale hacia el sistema de compresión de gas rico en
etano para El Tablazo. Allí esta corriente de gas se calienta hasta unos 80ºF, mientras
que el gas rico se enfría hasta unos 4 °F.
La cuarta corriente de gas rico pasa a través de los intercambiadores gas-líquido D2-
273 A/B e intercambian calor con gasolina rica en LGN proveniente de la torre
absorbedora D8-271. El gas rico se enfría hasta unos 14°F y la gasolina se calienta
hasta unos 66°F
Las cuatro corrientes de gas rico, prenfriadas se mezclan para ser alimentadas al
evaporador D2-204 A/B a fin de enfriarse a unos –40°F. A esta temperatura, los
productos LGN contenidos en la corriente de gas rico se condensa, y al llegar al
separador trifasico D8-202 son separados para enviarlos como flujo de alimentación de
condensado hacia la torre desetanizadora del sistema de estabilización del LGN,
conjuntamente con el producido por la otra cadena. El gas residual del separador D8-
202, pasa a la torre absorbedora para ser sometido a un proceso de extracción
profunda de LGN.
II.4.2 Sistema de Estabilización de los Líquidos de Gas Natural
Los líquidos condensados, recuperados en el sistema de extracción, se
estabilizan en una torre desetanizadora, la cual permite obtener por el tope
los hidrocarburos mas livianos que el propano, metano y etano
principalmente y por el fondo el propano y mas pesado que éste, los cuales
forman la llamada corriente de condensado estabilizado.
El proceso consiste en suministrar calor al fondo de la torre desetanizadora
D8-255 a través del rehervidor D2-259 para vaporizar la fracción liviana de
hidrocarburos presente en la corriente de alimentación, la cual asciende a
través de los 22 platos que contiene la torre. La temperatura del lado
carcasa del rehervidor se controla a unos 230º F., en el tope de la torre se
dispone de un sistema de condensación parcial que permite enfriar el vapor
de las fracciones livianas hasta unos -17º F y condensar los LGN presentes
en esta corriente. Todo el liquido obtenido en el tambor D8-256 se retorna al
tope de la torre para mantener un buen perfil de temperatura en la torre
para de esta manera evitar la perdida de propano en la corriente de gas rico
de etano (GRE) que abandona dicho tambor.
La presión del proceso de estabilización se regula a unos 410 psig mediante
un sistema de despresurización que dispone de válvulas de control de
accionamiento automático.
El condensado estabilizado es enviado por diferencial de presión al complejo
GLP para su fraccionamiento, controlándose el nivel del rehervidor D2-259
mediante la operación automática de la válvula de control respectiva (ver
figura 5.)
Figura 5. Diagrama de estabilización de LGN
II.5. Sistemas Auxiliares.
Los diferentes procesos correspondientes al sistema de extracción de LGN
poseen sus sistemas auxiliares, algunos de los cuales resultan extensiones
Al complejo GLP
FLUIDO DE
CALENTAMIENTO
REFLUJO
BOMBA D3-259 TAMBOR
PROPANO
REFRIGERADO PROPANO
REFRIGERADOO
D8-256
D2-253A D2-253B
GAS RICO EN
ETANO
D2-259
TORRE DES
D8-255
REHERVIDOR
CONDENSADO
ESTABILIZADO
de los correspondientes al proceso de compresión, mientras que los
restantes resultan ser propios del sistema de extracción.
Los sistemas auxiliares que son alimentados desde los existentes del proceso
de compresión son aire para instrumentos, aceite hidráulico, aceite de sello,
gas combustible y de arranque y agua contra incendio.
Mientras que los sistemas auxiliares propios de la extracción de LGN son:
glicol, calentamiento, agua de enfriamiento, drenajes y venteo.
II.5.1 Sistema De Glicol
El gas rico, que entra al proceso de extracción de los LGN a una
temperatura de 95ºF, esta saturado con agua dada la presión y
temperatura de operación de la etapa de compresión
correspondiente.
Tomando en cuenta que en esta instalación, el proceso de extracción de LGN
consiste en reducir la temperatura del gas hasta un valor aproximado de
-40ºF, cualquier porcentaje de vapor de agua existente en esta corriente, al
enfriarse va a pasar a estado sólido formando hidratos, los cuales producen
el taponamiento de los equipos del proceso: tuberías, haces de tubos,
válvulas, etc.
Para inhibir la formación de hidratos, se inyecta en forma pulverizada una
porción de etilenglicol (ETG) a la corriente del gas, en cada uno de los
intercambiadores de calor del proceso a fin de que se mezcle con el agua
para formar una solución cuya concentración especifica evita la formación de
hidratos en dichos intercambiadores.
La concentración de ETG disponible para inyectar debe ser aproximadamente
83% en peso para que la mezcla glicol-agua resultante al final del proceso de
enfriamiento se mantenga en estado líquido.
El glicol se inyecta en forma de neblina en la corriente de gas rico, a la
entrada de los intercambiadores del sistema (gas-gas, gas-líquido y
evaporador principal) mediante un juego de boquillas rociadoras que cada
uno de estos posee. El glicol se mezcla con agua de vapor y fluye junto con
el gas a través de los diferentes recipientes del sistema hasta llegar al
separador del evaporador de la cadena correspondiente. Ver figura 6
Figura 6. Sistema de glicol
En el separador del evaporador D8 202-A/B la solución del glicol enriquecida
con agua es separada de los hidrocarburos y recolectada en una trampa
ubicada en el fondo del recipiente. Desde allí, sale por control de nivel a
través de una válvula hacia el sistema de deshidratación/regeneración. Esta
corriente de glicol que sale de la trampa a una temperatura baja de -35º F se
utiliza para enfriar una corriente de propano refrigerante en el
intercambiador glicol-propano D2-206 y continua hasta el reconcentrador de
glicol D8-215 pasando a través de un serpentín, ubicado en la parte superior,
AGUA DE
ENFRIAMIENTO
GLICOL RICO
GLICOL PROPANO D2 206
BOMBAS GLICOL D2-202 C/D GLICOL
RICO
AL SO
GLICOL POBRE
TRAMPA TRIFASICO
CADENA A
CADENA A
GLICOL RICO/POBRE D2-208
AGUA /GLICOL
POBRE D2-209
TK DE COMPENSACION D8-216
TAMBOR DE VAPORIZACION D8 217
ACEITE
CALIENTE
REHERVIDOR D2-210
RECONCENTRADOR D8-
215 PALL RING
AL LAGO
GLICOL POBRE
GAS DE
MANTA
para intercambiar calor con los vapores de agua desprendidos por dicho
reconcentrador.
El glicol rico al salir del serpentín, continúa su proceso de intercambio de
calor, pasando luego por el intercambiador glicol rico-glicol pobre D2-208, en
donde se calienta aun más cuando absorbe el calor del glicol pobre que cae
por gravedad desde el rehervidor D2-210. EL glicol rico a la salida del D2-
208, a una temperatura de 150º F, pasa por un sistema de filtrado para
posteriormente llegar hasta el tambor de vaporización D8-217.
En dicho recipiente se efectúa la vaporización instantánea de los
hidrocarburos arrastrados desde el separador y por el control de presión son
descargados hacia el sistema de venteo de la expansión a unos 42 psig. El
nivel de fondo del D8-217 (glicol libre de hidrocarburos) se alimenta al
rehervidor D2-210, por medio del control de nivel donde finalmente la
solución de glicol es deshidratada hasta obtener una concentración apropiada
(83% p/p)
El proceso de deshidratación/regeneración se realiza con el rehervidor D2-
210, mediante el calentamiento de la solución (glicol-agua) con una corriente
controlada de aceite caliente que se circula a través de los tubos del mismo.
El glicol rico entra a la sección empacada (“pall Ring”) del reconcentrador,
donde es puesto en contacto y en contra corriente con el vapor de agua
separada en el rehervidor y va a salir a la atmósfera a través del
reconcentrador, permitiendo absorber de esta corriente el posible glicol que
pueda desprenderse en el proceso de deshidratación.
Posteriormente el glicol rico cae al rehervidor D2-210, el cual esta provisto
internamente de una lamina que separa la sección de tubos de la sección
donde se controla el nivel. Allí es calentado a una temperatura aproximada
de 232ºF para desprenderle el volumen de agua requerido para obtener una
concentración de 83% p/p.
El vapor de agua es expulsado hacia la atmósfera a través del
reconcentrador, mientras que la mezcla (no vaporizada), que rebosa el
vertedero del D2-210, pasa a la sección del control de nivel y circula por
gravedad al intercambiador D2-209, intercambiando calor con el glicol rico,
proveniente del serpentín del reconcentrador.
A la salida d este, continúa hacia el tambor d compensación D8-216, desde
donde se succiona las bombas D2-203 C y D. estas bombas son del tipo
reciprocante y permiten devolver la solución a los diversos puntos de
inyección del sistema.
A la descarga de las bombas se dispone de un juego de filtros y un enfriador
D2-209 que permite garantizar la inyección de esta solución, sin
contaminantes y a una temperatura apropiada.
Cada uno de los intercambiadores mencionados esta provisto de un medidor
de presión diferencial entre la entrada y la salida de corriente de gas rico,
con el fin de asegurar que la misma oscile entre 5 y 8 psig dependiendo del
volumen y de la presión manejada por los trenes de compresión. Valores por
encima de 10 psig indican el comienzo de una obstrucción interna de los
tubos (congelamiento).
El proceso posee un sistema de inyección de metanol, constituido por un
tanque de compensación, bomba y líneas, las cuales permiten inyectar
individualmente una porción de este alcohol anticongelante a cada uno de los
intercambiadores del sistema, cuando se sospecha que existe congelamiento
en dicho equipo (alto diferencial de presión).
El pH de la solución del glicol circulante debe controlarse dentro de un rango
de 7,0 a 8,8 mediante la dosificación de monoetanolamina (MEA). La cual se
inyecta al glicol pobre con la intención de remover los constituyentes ácidos
(H2S y CO2) del gas manejado. La cantidad de MEA a inyectar básicamente
depende del resultado de los análisis de pH que el operador efectúa
diariamente a la solución, cuya dosificación debe ser controlada, cuando el
requerimiento resulta ser alto. Una sobreinyección de MEA pudiera promover
el taponamiento de las boquillas o filtros del sistema de glicol al
desprenderse los sólidos de corrosión adheridos del sistema.
II.5.2 Sistema De Calentamiento
El sistema de aceite caliente es usado para suministrar el calor requerido en
el rehervidor de la torre desetanizadora y el correspondiente al sistema de
glicol. El aceite circula mediante un ciclo cerrado, donde primeramente es
calentado con los gases de escape de la turbina T-13 que acciona el
compresor del sistema de refrigeración principal para luego pasar por los
tubos de los rehervidores y calentar los productos allí manejados a la
temperatura ajustada por el operador.
El sistema de aceite caliente está constituido por un tambor de
compensación D8-205, dos bombas centrífugas D2-202 A/B, un calentador
D2-201 y un enfriador por aire D2-261. Ver figura 7.
Figura 7. Esquema del sistema de calentamiento
El aceite es succionado desde el fondo del tanque D8-205 por una de las
bombas del sistema para descargarlo hacia el calentador D2-201 a una
presión de unas 50 psig. Allí, el aceite es calentado por los vapores calientes
GAS DE MANTA
D2-202 A/B
D2-259 TORRE DES-C2
D2-211 SIST
GLICOL
ENFRIADOR D2-
261
CALENTADOR
D2-201
TAMBOR D8-
205
GASES DE ESCAPE T-13
TK. RELLENO
generados por el escape de la turbina T-13 hasta alcanzar una temperatura
de 450ºF
El aceite ya caliente pasa a alimentar a los rehervidores del sistema,
posteriormente retorna al tambor D8-205 para continuar el proceso. Dicho
tambor está constituido por los recipientes, uno en la parte inferior que sirve
como reservorio y el otro montado sobre este, el cual realiza la función de
tambor de compensación o de circulación del sistema.
Una válvula controladora de flujo permite recircular el volumen no utilizado
por los rehervidores, con objeto de mantener constante, a través del
calentador, el flujo fijado por el operador. En caso de existir un flujo bajo en
el sistema, se activará una alarma en el cuarto de control para avisar al
operador sobre dicha anormalidad.
La temperatura del aceite en la salida del calentador es controlada a 450ºF.
el control de temperatura opera par regular las rejillas de ventilación del
ducto de escape, forzando de esta manera a que los gases calientes pasan a
través del calentador y por medio de un mecanismo, que en conjunto opera
a las compuerta de desvío en forma inversa, permite desviar directamente a
la atmósfera los gases no requerido en el hogar del calentador.
Cuando el aceite se somete a calentamiento excesivo, existe la posibilidad de
que se forme polímero, los cuales aumentan la temperatura y la viscosidad
del fluido. Para prevenir que esto ocurra, el sistema dispone de una alarma
que opera a 650ºF para avisar al operador de dicha anormalidad. En caso de
seguir aumentando la temperatura y alcanzar el valor de 750ºF se produce
un paro automático de la T-13.
El D8-205 se presuriza con gas natural con el objeto de mantener la presión
en un valor de aproximadamente 5 psig. En caso de excederla, otra válvula,
en el tope del tambor, ventea, hacia un trípode fuera del área de proceso
Tal como fue explicado, la función del aceite es la de intercambiar con los
productos de los rehervidores del proceso, en el cual resalta el D2-259 de la
torre desetanizadora D8-255 por donde circula producto LGN presurizado a
410 psig. Esta condición hace un poco riesgosa la operación del proceso de
aceite caliente ya que éste opera a una presión de 50 psig y de romperse un
tubo del rehervidor o filtrar condensado, aumentaría la presión del sistema
cuando el fluido se calienta en el calentador.
Con el objeto de prevenir cualquier contingencia hay instaladas dos válvulas
de seguridad en el tope del tambor D8-305 para ventear vapores cuando la
presión se incrementa hasta 20 psig. El tambor circulante cuenta con un
interruptor de presión que permita avisar al operador cuando la presión
supera el valor de 10 psig
El sistema de aceite caliente posee también un enfriador por aire D2-261 que
permite enfriar el flujo de aceite que regresa al tambor D8-205 a través de la
línea de recirculación, el cual puede ser arrancado manualmente por medio
del interruptor local, automáticamente por un interruptor de temperatura
ubicado en la línea de salida de aceite caliente.
En operaciones de arranque del proceso, este enfriador se pone en servicio
manualmente, con el fin de prevenir el incremento de temperatura del aceite
ya que durante este proceso el intercambio en el rehervidor de la torre es
mínimo
En cuanto a la estrategia de control de este sistema, el mismo esta
configurado para que al parar la unidad T-13, por cualquier motivo, el punto
de ajuste del controlador de temperatura se ubique automáticamente en
“cero”. Esto evita el arranque de la unidad con rejillas de ventilación del
calentador D4-201 en posición abierta. Por ello el operador debe una vez
puesta en operación la T-13 llevar nuevamente el punto de ajuste al valor
requerido de acuerdo con las necesidades del proceso
CCAAPPIITTUULLOO IIIIII
MMAARRCCOO TTEEOORRIICCOO
A continuación se presentan los fundamentos teóricos en los que se basó el
estudio
III.1 Simuladores de Proceso
Actualmente existen en la Industria Petrolera simuladores, los cuales
permiten evaluar de una forma rápida equipos ó plantas de procesos,
establecidas ó modificadas. Estos simuladores poseen programas implícitos
con modelos termodinámicos en forma de modelos matemáticos para
reproducir condiciones de un equipo o conjunto de ellos.
Los simuladores de proceso son paquetes de computación para modelar, en
estado estacionario, la mayoría de los procesos químicos existentes. Cada
uno de estos paquetes de simulación tiene asociados, ciertas características
que lo hacen más o menos confiable y amigable al usuario. Estos
simuladores poseen programas implícitos con modelos termodinámicos en
forma de modelos matemáticos para reproducir condiciones de un equipo o
conjunto de ellos.
III.2 Simulador de Proceso PROII® con PROVISION™
El simulador de procesos PRO II es un paquete que permite principalmente,
simular el movimiento de fluidos a través de tuberías y equipos, que incluye
procesos tan rigurosos como: columna de destilación, compresores,
reactores, intercambiadores de calor, mezcladores etc. Permite resolver
balances complicados en redes de tuberías internas en plantas de procesos,
para fluidos tanto monofásicos como multifásicos. Posee ecuaciones y
correlaciones para predecir con bastante exactitud, el comportamiento de un
fluido dentro de una planta de proceso, incluyendo los cambios de fase que
éste pueda experimentar. Para ello cuenta con una librería de equipos como:
columna de destilación, válvulas, tambores de flash, entre otros que brinda
la posibilidad de realizar simulaciones de procesos reales para flujos de
diferentes tipos de fluidos de composición conocida.
En esta investigación el PRO II se utilizó para simular el proceso de sistema
de calentamiento en la unidad de extracción de líquido en la Planta
Compresora Tía Juana 2; por lo que se explicará a continuación todo lo
referente a este simulador.
Uno de los simuladores más usados en la actualidad es el PROII® con
PROVISION™, de la compañía Simulation Sciences Inc. del cual se presenta
en el anexo I una guía rápida de simulación.
A continuación se dan algunas de las características del simulador PRO/II®
con PROVISION ™:
Está diseñado con un lenguaje de entrada el cual es extensión del
lenguaje universal de la ingeniería química.
Es un sistema de simulación computacional para la ingeniería de proceso
en la industria del petróleo, química, gas natural, etc.
Combina fuentes de información de componentes químicos y métodos de
predicción de propiedades termodinámicas.
Provee las facilidades para llevar a cabo los cálculos de balance de masa
y energía.
Soporta dos interfases básicas para el usuario, una que es a través de
datos de entrada con facilidades para las diferentes operaciones unitarias
y un ambiente gráfico que permite ubicarte dentro del esquema de
proceso.
Es un paquete flexible y funciona tanto en forma interactiva, como en
forma de lotes o en lote remoto.
Puede correr en un número amplio de computadores, desde
microcomputadores hasta "mainframe" y posee interfase con otros
paquetes de computación.
Además, posee sistemas expertos, procesamiento extensivo de las
entradas y revisión de errores, que permiten manejar el paquete de una
forma productiva.
III.2.1 Modelos Termodinámicos en el Simulador de Proceso PROII®
En la simulación de una planta química es necesario establecer el modelo
termodinámico adecuado para calcular los datos de equilibrio gas líquido, las
entalpías, entropías y propiedades PVT de gases y líquidos. El simulador de
procesos PRO/II® con PROVISION™ permiten seleccionar una gran variedad
de modelos termodinámicos que incluyen tanto ecuaciones de estados como
ecuaciones de coeficientes de actividad.
Entre las ecuaciones de estado se encuentran las de Peng-Robinsón (PR) y la
ecuación de Redlich-Kwong (RK) modificada por Soave (SRK), las cuales son
las más utilizadas en la industria del procesamiento del gas natural, debido a
que son relativamente sencillas y fáciles de emplear y aplicables en un
amplio rango de presión y temperatura. Además los parámetros necesarios,
temperatura crítica (Tc). Presión crítica (Pc) y factor acéntrico (w) están
disponibles para un gran número de componentes.
La ecuación SRK es una modificación de la ecuación de estado de Redlich-
Kwong (RK). Soave adicionó un tercer parámetro ª la ecuación RK, el factor
acéntrico de Pitzer, para mejorar los datos de presiones de vapor de
hidrocarburos puros. También reemplazó el término ª de la ecuación original
de Redlich-Kwong por un término más general dependiente de la
temperatura con lo cual mejoró la predicción de los datos de equilibrio tanto
para sustancias puras como para mezclas.
La ecuación: SRK es la siguiente:
)()( bvv
a
bv
RTP
O en forma cúbica
0)( 223 ABBBAZZZ
Donde:
Pc
TcR 22
42747.0 Pc
RTcb 08664.0
Para todos los componentes, excepto el agua, el valor de 0 viene dado por:
25.0 ))1(1( Trimiai
Para el agua
28.0
2 ))1(662.01( Tra OH
El valor de mi viene dado por:
2176.057.1480.0 wiwimi
Los valores de las constantes de equilibrio se calculan de la educación:
i
vx
yKi i
L
i
i
Donde los coeficientes de fugacidad vi y
Li del componente i se determinan
de las ecuaciones
Z
BZn
B
Bi
A
Ai
B
ABZn
B
BiZn 1)2()(1)1(1
5.0
5.0
1
YiBiiB Tri
iBi
Pr08664.0
5.0))(1( AiAjkijYiYjjiB 2
Pr42747.0
Tri
iaiAi
Donde Pri y Tri son la presión y temperatura reducida del componente i. En
esta ecuación también se utilizan los parámetros de interacción kij que
permiten corregir las interacciones entre pares de componentes disímiles;
este factor es extremadamente importante para manejar mezclas de
hidrocarburos livianos con bióxido de carbono, nitrógeno y sulfuro de
hidrógeno, tal como son las mezclas manejadas en las industrias de
procesamiento de gas natural.
III.3 Transferencia de Calor
La transferencia de calor es el estudio de las velocidades a las cuales se
intercambia calor entre dos cuerpos, uno fuente y otro receptor. Es
importante mencionar que cuando el intercambio de calor se realiza, la
pérdida de calor del cuerpo fuente deberá ser igual al calor absorbido por el
cuerpo receptor dentro de los confines del mismo sistema.
III.4.1 Mecanismos de Transferencia de Calor
Existen tres mecanismos de transferencia de calor: Conducción,
Convección y Radiación.
III.4.1 Conducción
El calor se transfiere mediante este mecanismo a través de un material fijo,
tal como una pared estacionaria simple o compuesta, esta transferencia se
efectúa por comunicación molecular directa sin que este movimiento sea
apreciable.
Experimentalmente se ha encontrado la siguiente relación de
proporcionalidad:
Flujo (potencial/resistencia)
En el caso de procesos de transferencia de calor, el potencial (fuerza motriz)
es la diferencia de temperaturas entre las superficies caliente y fría, las
cuales tienen su propia resistencia al flujo de calor.
A partir de la correlación anterior se deduce la ecuación diferencial que
describe teóricamente la transferencia de calor por conducción, Ley de
Fourier:
Q = - k A (da / dx)
Flujo de calor a través de una pared plana:
Q = k (A/L) T
Flujo de calor a través de un tubo cilíndrico:
Q = 2 k r L(-dT/dr)
III.4.2. Convección
La transferencia de calor por convección se define como el transporte de
calor de un punto a otro como consecuencia del movimiento del fluido. Si
este movimiento no es producto de una agitación mecánica, la convección es
libre o natural y la transferencia de calor la proporciona la diferencia entre las
densidades de las capas calientes y frías del fluido. Si el fluido es agitado
mecánicamente, la convección recibe el nombre de convección forzada.
La correlación matemática que describe la transferencia de calor para un
intercambiador de tubo y carcasa, por convección es la siguiente:
Q = Ai hi T = Ao ho To
Donde ha y hi son los coeficientes de películas para el lado de la carcasa y
los tubos respectivamente, los cuales son una buena medida de flujo de
calor por unidad de superficie y por unidad de diferencia de temperatura,
siendo las variables que influyen en los coeficientes de película: propiedades
físicas de los fluidos, grado de agitación, tamaño del tubo, circulación del
fluido dentro o fuera del tubo.
III.4.3. Radiación
Toda materia irradia constantemente energía en forma de ondas
electromagnéticas, esta energía depende de la temperatura absoluta a la
cual está expuesta el cuerpo y en menor grado, de la naturaleza de la
superficie de éste. La diferencia fundamental entre la radiación y los otros
mecanismos de transferencia de calor es que ésta no necesita de un medio
para transportar calor, pudiendo presentarse radiación aún en el vacío
absoluto. La transferencia de calor por radiación sólo es significativa cuando
se dispone de una fuente a temperaturas superiores a 1000°F (Ejemplo:
hornos).
La transferencia de calor por radiación puede denotarse matemáticamente
de acuerdo a la siguiente expresión:
Q/A = (Tabs)4
La expresión anterior se conoce como la Ley de Stefan Boltzman, donde el
valor de la constante O, 173x10-8 Btu/h pie2 °R4 se conoce como la
constante de Stefan-Boltzman ( ).
III.5 Intercambiadores de Calor
Los intercambiadores de calor son equipos diseñados para permitir el
intercambio de calor entre dos fluidos. Su amplio uso a nivel industrial se
justifica por el ahorro de energía que permiten aprovechar el calor de una
corriente para transferirlo a otra.
III.5.1 Ecuaciones Básicas en Intercambio de Calor.
Cuando el calor se transfiere desde un fluido que circula por un lado de un
tubo a otro fluido que circula por el lado externo del tubo, debe vencer las
siguientes resistencias:
Resistencia de la película laminar del fluido en el interior del tubo.
Resistencia del material extraño depositado en el interior del tubo.
Resistencia de la pared del tubo.
Resistencia del material extraño depositado en el exterior del tubo.
Resistencia de la película laminar del fluido en el exterior del tubo.
Ristencias en un intercambiador de calor
El flujo de calor entre los dos fluidos puede expresarse como:
hi
di/2
ho
Ts
AohoAo
R
Lkp
didoIn
Ai
R
Aihi
ToTiQ
fofi
1
2
)/(1
Definiendo un coeficiente global U" basado en cualquier área de
transferencia A", se obtiene:
)(** ToTiAUQ
Comparando las dos últimas ecuaciones se obtiene:
Aoho
A
Ao
RA
Ai
RA
Aihi
AU
fofi
****
1*
General mente: se escoge A* = Ao, por la tanto U* =Uo
La ecuación Q = Uo Ao (Ti-To) se aplica solamente en un punto en particular
donde el gradiente de temperatura está definido como (Ti-To). Para aplicar
correlación a un intercambiador de calor donde las temperaturas varían a lo
largo del mismo, es necesario utilizar un promedio, basados en la diferencia
de temperaturas media logarítmica (LMTD).
LMTDAoUoQ
III.5.2 Diferencia de Temperaturas Media Logarítmica
Generalmente, los fluidos experimentan variaciones de temperatura a lo
largo del intercambiador de calor. La diferencia de temperaturas media
logarítmica es un parámetro aproximado para calcular el flujo de calor entre
dos fluidos conociendo sus temperaturas de entrada y salida del
intercambiador.
Para calcular la diferencia de temperaturas media logarítmica con las
temperaturas terminales de los fluidos, se asume lo siguiente:
Las propiedades de las corrientes son constantes.
El intercambio de calor se realiza en estado estacionario.
Cada corriente tiene un calor específico constante.
El coeficiente global de transferencia de calor es constante.
No hay pérdidas de calor.
No hay transferencia de calor longitudinal dentro de las corrientes.
El flujo es en co-corriente o en contra-corriente.
La diferencia de temperaturas media logarítmica se expresa como:
Para co-corriente:
tiTo
toTin
toTotiTiLMTD
1
)()(
Para contra-corriente:
tiTo
toTin
tiTotoTiLMTD
1
)()(
Para cuantificar el grado de contracorriente verdadero existente en un
intercambiador, se utiliza el factor Ft (diferencia de temperatura media
efectiva MTO, entre la diferencia de temperatura media logarítmica) el cual
está definido por:
LMTD
MTDFt
Es decir, el factor Ft es la relación entre la diferencia de temperaturas real
efectiva del intercambiador y aquélla que se tendría si el patrón de flujo fuera
en contracorriente verdadera. El factor Ft siempre es menor que 1. Por lo
tanto, se acepta un valor mayor o igual que 0,85 para el diseño.
III.5.3 Clasificación Según el Servicio
Los intercambiadores de calor se clasifican según el servicio en:
Refrigerador: es una unidad que utiliza un refrigerante para enfriar un
líquido hasta una temperatura inferior a la obtenida en caso de utilizarse
aire o agua de enfriamiento.
Condensador: es una unidad en la cual los vapores de proceso se
convierten total o parcialmente en líquidos.
Enfriador: es una unidad en la cual una corriente de proceso intercambia
calor con una corriente fría (agua, aire u otro) sin que ocurra cambio de
fase.
Calentador: es un equipo en el cual se aumenta la temperatura de una
corriente sin que ocurra cambio de fase.
Rehervidor: es un vaporizador que provee el calor latente de vaporización
y generalmente se utiliza en el fondo de las torres de destilación. Los
rehervidores que retornan sólo vapor a la torre se conocen como marmita
o Kettle. Existen dos tipos de rehervidores: circulación natural y
circulación forzada.
Circulación natural o termosifones: son los más comunes y pueden ser
horizontales, donde la vaporización ocurre en el lado de la carcasa.
Mientras que en los verticales la vaporización ocurre en el lado de los
tubos. Son usados en la industria petrolera e industria química,
respectivamente.
Circulación forzada: requieren de una bomba para impulsar el líquido a
vaporizar por lo que su uso es bajo.
Generadores de Vapor: son un tipo especial de vaporizadores utilizados
para producir vapor de agua. Como fuente de calor se utiliza
generalmente el calor en exceso disponible en las corrientes de proceso.
Evaporador: es un intercambiador que convierte líquido a vapor.
El término vaporizador se refiere generalmente a aquellas unidades que
manejan fluidos diferentes del agua.
III.6 Bombas
Las bombas son máquinas que absorben energía de un elemento motriz
y la entregan parcialmente a un líquido, que incrementa su presión y
como consecuencia de ello pueden impulsar o desplazar un líquido desde
una baja altura, hasta una gran altura y una capacidad determinada.
Existen un gran número de bombas disponibles en el mercado, las
mismas se han clasificado según las características de movimiento de los
líquidos a través de la bomba en: reciprocantes, rotatorias y centrífugas.
Las dos primeras se conocen como bombas de desplazamiento positivo
mientras la tercera como bomba cinética.
III.6.1 Bombas Reciprocantes
Se basan en agregarle energía (presión) mediante el desplazamiento del
líquido bombeado hasta adquirir la presión de descarga necesaria.
Cuando se mueven a velocidad constante, proporcionan un flujo casi
constante para una amplia variación de altura de líquido. Se usan
principalmente para manejar pastas aguadas abrasivas y líquidos muy
viscosos.
III.6.2 Bombas Rotativas
Son bombas en las cuales el elemento que agrega energía al fluido es un
rotar o varios de ellos; desplazando el fluido contra la carcasa. A medida
que van rotando; el fluido adquiere la presión necesaria, desplazando a su
vez, el otro volumen de fluido que se encuentra en la descarga de la misma.
Consisten en una caja fija que contiene rotores como engranajes, aspas,
pistones, levas o tomillo, donde éstos giran con una tolerancia entre ellos y la
carcasa de la bomba. Las mismas se caracterizan por descargan un flujo
constante independiente de la presión de descarga (Flujo a Velocidad).
III.6.3 Bombas Cinéticas
Consiste en agregarles energía (presión) al fluido, mediante el cambio de
velocidad (incremento de energía cinética), que experimenta el fluido de
proceso.
Dentro de este grupo las más utilizadas son las centrífugas: cuando el fluido
entra a la bomba a través del ojo del impelente, es impulsado hacia la
periferia de éste por los alabes, los cuales incrementan la energía cinética
del liquido y producen un aumento de presión. Inmediatamente al salir del
impelente el líquido pasa a través del impulsor para convertir parte de la
energía cinética en presión, de esta manera el aumento de presión es
compartido entre el impulsor y el difusor.
Usualmente las bombas centrífugas se clasifican de acuerdo con el número
de etapas, el diseño de los impelentes y carcasa, posición del eje, curvatura
del alabe y por el tipo de impulsos. Las mismas cumplen con las leyes de
afinidad.
III.6.4 Cabezal Neto de Succión Positivo Requerido (Npshr)
Se refiere al cabezal requerido en la brida de entrada de la bomba o en la
línea central del impulsor Este término es característico de cada bomba y
representa el cabezal necesario para que el líquido fluya sin vaporizarse,
desde la entrada de la bomba hasta el punto en el ojo del impulsor, donde
los alabes comienzan a impartir energía al liquido. Este valor es una función
de la velocidad de la bomba, el caudal manejado y del coeficiente de
velocidad especifica de succión.
III.6.5 Selección
Es una de las tareas más difíciles, es decir elegir la clase, tipo, capacidad,
materiales, tipos de lubricación, impulsor, etc. Para lo cual se debe contar
con la siguiente información, para suministrar al fabricante:
Número de unidades requeridas
Características del fluido a manejar: temperatura, gravedad específica,
presión de vapor, viscosidad, agentes corrosivos/erosivos y sólidos en
suspensión.
Capacidad máxima, mínima y normal
Condiciones de succión (NPSH)
Condiciones de descarga
Clase de servicio, continuo o intermitente
Potencia disponible
Tipo de impulsor
Medio ambiente de operación
Para una. Velocidad de rotación dada, la bomba centrífuga es capaz de
manejar una capacidad de flujo desde cero, hasta un máximo que depende
del diseño, tamaño y condiciones de succión. Las principales curvas son las
de cabezal vs. Capacidad: que muestran la relación entre el cabezal total y el
caudal; y las curvas de potencia vs. Capacidad: que muestran la relación
entre la potencia al eje y el caudal que procesa.
III.6.6 Leyes de Afinidad
Son relaciones matemáticas que permiten predecir el comportamiento de
una bomba centrífuga cuando opera a una velocidad diferente de la cual fue
diseñada. Las expresiones matemáticas son:
Cuando la velocidad varía:
Q2 / Q1 = RPM2/RPM1
H2/H 1= (RPM 2/RPM 1)2
BHP2/BHP1 = (D2/D1)3
Cuando el diámetro del impelente cambia:
Q2/Q1 = D2/D1
H2/H1 = (D2/D1)2
BHP2/BHP1 = (D2/D1)3
III.6.7 Bombas en Serie
Se instalan para proporcionar un mayor rango de flujo cuando la demanda
de operación varía. Para construir la curva de cabezal vs. capacidad de dos
bombas en serie, se suman los cabezales para diferentes capacidades de
flujo. Si las curvas del sistema están gobernadas por las pérdidas por
fricción, las bombas se deben operar en serie para obtener más flujo a
través del sistema que si operan en paralelo.
III.6.8 Bombas en Paralelo
Para obtener la curva de cabezal vs. capacidad de dos bombas en paralelo,
se suman las capacidades de flujo para diferentes cabezales. Si el
componente del cabezal estático total domina sobre el componente de las
pérdidas por fricción se prefiere la operación de las bombas en paralelo. Las
ventajas y desventajas de operar las bombas en serie o en paralelo
dependen en gran parte de la curva de cabezal vs. capacidad del sistema y
en menor grado, de las curvas características de las bombas
CCAAPPIITTUULLOO IIVV
MMAARRCCOO MMEETTOODDOOLLOOGGIICCOO
IV.1 Metodología y Procedimientos Empleados
Para llevar a cabo la evaluación del uso del turbolago-32, gasoil y aceite
purulub en el sistema de calentamiento de la unidad de extracción de
líquidos se realizaron una serie de pasos y procedimientos con el fin de
alcanzar los objetivos planteados; la secuencia de éstos se describe a
continuación:
IV.2 Revisión de Material Técnico y Recopilación de Información.
Se recopiló la información disponible en planta, de los catálogos mecánicos y
del manual de operaciones, se lograron obtener los detalles de construcción
y las hojas de especificaciones de los equipos principales tales como:
bombas, intercambiadores de calor y tanques. Además de la información de
las condiciones de diseño de los equipos, los diagramas de flujo de proceso
de la planta (DFP) y los diagrama de tuberías e instrumentación (DTI). Ver
tabla 1.y 2)
Tabla 1.- Especificaciones Técnicas de los equipos del sistema de calentamiento
Intercambiador D2-211 D2-259
Numero de tubos 674 1404
Long. De tubo (pie) 16,5 20,5
Diámetro tubo (pulgadas) 32 81
Pasos / tubos 4 6
Áreas (pie2) 2160,0 5820,0
U (Btu/hr-pie2-ºF) 50,0 50,0
Tabla 2.- Especificaciones Técnicas de los equipos de la unidad extracción de LGN
D2-201A Y D2-201B D2-202A Y D2-202B
Tipo Intercambiador Tipo Intercambiador
OD 1150mm OD 817mm
Long 18032mm Long 14444mm
T máx. (Tubos) -50 hasta 150°F T máx. (Tubos) -75 hasta 150°F
Material (tubos) A334 gr. I Material (tubos) A334gr.3
Espesor (tubos) 2108mm Espesor (tubos) 2108mm
OD (Tubos) 19.05mm OD (Tubos) 19.05mm
N° tubos 1120 N° tubos 748
T máx. (Carcasa) -20 hasta 150°F T máx. (Carcasa) -80 hasta 150°F
OD (carcasa) 1150mm OD (carcasa) 827mm
Long 824mm Long
742.742mm
Material (carcasa) A 201 gr. B Material (carcasa) A-201 gr.B
D2-204A Y D2-204B D2-205A Y D2-205B
Tipo Intercambiador Tipo Intercambiador
OD 1980mm OD 2329mm
Long 8526mm Long 12330mm
T máx. (Tubos) -50 hasta 150°F T máx. (Tubos) -50 hasta 150°F
Espesor (tubos) 2108mm Espesor (tubos) 2108mm
Material (tubos) A334 gr. I Material (tubos) A334 gr. I
OD (Tubos) 19.05mm OD (Tubos) 19.05mm
N° tubos 2520 N° tubos 2688
T máx. (Carcasa) -50 hasta 150°F T máx (Carcasa) -50 hasta 150°F
OD (carcasa) 1409mm OD (carcasa) 1466mm
Long 906mm Long 892mm
Material (carcasa) A 201 gr. B / A 300
Material (carcasa) A 201 B (A 300)
D8-201A Y D8-201B D8-202A Y D8-202B
Tipo Sep. Horizontal Tipo Sep. Horizontal
Material A 515/ 70 Fbg Material ASTM A 516 Gr. 70
ID 2600mm ID 3658mm
Long 4372mm Long 12802mm
T máx 38 °C T máx 65.6 °C
Pmáx 31.64 Kg/cm2 Pmáx 49.7 Kg/cm2
Se recopiló informes técnicos sobra la unidad de extracción de LGN y se
obtuvo las curvas TBP del aceite Turbolago -32, gasoil y prulub para ser
utilizadas en datos que exige el simulador de los fluidos a simular (ver Tabla
3. y 4.)
Tabla 3. Destilación ASTM D-86, propiedades físicas del aceite Turbolago-32 y del
Gasoil
% Evaporado Temperatura de Ebullición (ºF)
Turbolago-32 Gasoil
0,00 633,2 329,0
5 711,6 422,0
10 714,2 470,0
30 748,2 555,0
50 779,0 589,0
70 813,2 634,0
90 896,0 684,0
95 945,0 705,0
99 960, 709,0
Tabla 4. Destilación ASTM D2887 y propiedades físicas del aceite Purulub
% Evaporado
Temperatura de Ebullición (ºF)
Purulub
1 333,0
20 389,0
40 404,0
90 434,0
99 467,0
Se obtuvo la cromatografía de la composición del gas de la salida de la
quinta etapa de la cadena A y B que alimenta la unidad de extracción de
líquido LGN y la cromatografía de gas de la línea de transferencia que
también entra a la expansión. Ver tablas 5, 6 y 7 respectivamente
Tabla 5. Composición del gas de la quinta etapa de compresión cadena A
COMPOSICION % MOLAR
N2 0,00218
CO2 0,02517
METANO 0,77631
ETANO 0,1081
PROPANO 0,05301
IBUTANO 0,00901
BUTANO 0,01425
IPENTANO 0,00356
PENTANO 0,00362
HEXANO 0,00286
HEPTANO 0,00141
OCTANO 0,00037
NONANO 0,00003
DECANO 0
H2O 0,00012
EG 0
Tabla 6. Composición del gas de la quinta etapa de compresión cadena B
Tabla 7. Composición del gas de la línea de transferencia
COMPOSICION % MOLAR
N2 0,0036
CO2 0,0228
COMPOSICION % MOLAR
N2 0,00343
CO2 0,02414
METANO 0,77183
ETANO 0,11455
PROPANO 0,0518
IBUTANO 0,00861
BUTANO 0,01343
IPENTANO 0,00385
PENTANO 0,00372
HEXANO 0,00281
HEPTANO 0,00135
OCTANO 0,00036
NONANO 0,00001
DECANO 0,00001
H2O 0,0001
METANO 0,7547
ETANO 0,1087
PROPANO 0,0571
IBUTANO 0,0115
BUTANO 0,0182
IPENTANO 0,0063
PENTANO 0,0069
HEXANO 0,0055
HEPTANO 0,0032
OCTANO 0,0013
NONANO 0,0002
DECANO 0
H2O 0
IV.3 Diseño de los Equipos de La Unidad De Extracción de Líquidos en
PRO/II R con PROVISION TM
Para simular el proceso de Extracción de Líquidos se diseñó en el simulador
PRO/II R con PROVISION TM, cada uno de los componentes de la planta con
las variables de proceso especificadas en los manuales de proceso.
Para cada uno de los componentes se diseño el modelo con las
especificaciones de operaciones de los equipos obtenidas en el material
revisado manuales, catálogo, hoja de datos de operación entre otros.
Los principales componentes de la unidad como la torre desetanizadora,
mantienen las variables de operaciones en el diseño y se selecciona en el
simulador las ecuaciones, correlaciones y modelos termodinámicos que
simulen el comportamiento de un fluido dentro de la unidad. En la figura se
muestra algunas de las especificaciones tomadas del diseño en PRO/II R con
PROVISION TM Ver figura 8.
Figura 8. Especificaciones de la Torre Desetanizadora
Para el diseño del Rehervidor de la Torre D2-259 se mantienen las
condiciones de operaciones según los manuales de la planta Ver figura 9
Figura 9. Especificaciones del Rehervidor de la Torre D2-259
Para el diseño del Rehervidor de Glicol D2-211 se mantienen las condiciones
de operaciones según los manuales de la planta Ver figura 10
Figura 10. Especificaciones del Rehervidor de Glicol D2-211
Para el diseño del Rehervidor del Enfriador Atmosférico se mantienen las
condiciones de operaciones según los manuales de la planta Ver figura 11.
Figura 11. Especificaciones del enfriador Atmosférico D2-261
IV.4 Simulación de los Equipos Asociado Sistema de Enfriamiento y del
Sistema de Calentamiento
Se simuló el proceso de extracción de liquido para la obtener las
composiciones de la corriente de la torre desetanizadora, se desarrollo un
modelo para cada uno de los intercambiadores gas–gas, gas-liquido que
intervienen en el proceso de enfriamiento y extracción de los LGN. En este
modelo se varía el flujo del gas de entrada al proceso de extracción por
ambas cadena A Y B.
Se inicio la simulación con el caudal manejado actualmente hasta el máximo
manejado por la planta 400 MMPCED, de los cuales 20MMPCED provienen de
la red de alta presión constante y 400 MMPCED máximo que se toman de la
quinta etapa de compresión de las cadena (AyB) Variando el caudal de
entrada por la quinta etapa de las cadenas de compresión hacia el proceso
de extracción hasta la máxima capacidad de la planta 420 MMPCED se
obtiene mayor estabilizado de LGN y la composición de los líquidos
obtenidos que entra en el rehervidor de la torre desetanizadora D2-259 y
de la corriente de glicol rico que entra al rehervidor de glicol D2-211.
Para el sistema de calentamiento objeto de estudio se desarrollo un modelo
de simulación para evaluar el flujo de los líquidos de calentamiento.
En este modelo se introduce la corriente de estabilizado obtenida en la
simulación del proceso de extracción con la variación de flujo y se evalúa el
consumo de los fluido de calentamiento y el calor Q requerido para cada
caudal.
La simulación del proceso de extracción de líquido y del sistema de
calentamiento se realizó con en el paquete de simulación PRO/IIR con
PROVISION TM, considerando las condiciones de diseño, las cuales sirvió de
base para validar la simulación.
El modelo desarrollado en la simulación se tomo como base las
recomendaciones, en cuanto a métodos termodinámicos, ecuaciones de
estado y propiedades de transporte implícitas en el simulador PRO/II R con
PROVISION TM
IV.5 Premisas Consideradas para Realizar las Simulaciones
El método termodinámico utilizado para la estimación de propiedades de las
corrientes de aceite Turbolago-32, Gasoil y Purulub fue BK10 (Braun-K10),
el cual debe usarse para presiones menores a 700 psia y un rango de
temperatura de 100 a 900º F. adicionalmente.
El método termodinámico utilizado para la estimación de propiedades
(valores de K, entalpía, densidad y entropía) de las corrientes de
hidrocarburos fue “SRK” (Soave-redlich-Kwong) el cual presenta un amplio
rango de aplicación que va desde -460 a 1200 ºF y desde 0 hasta
5000psia, siendo un método apropiado para estimar las propiedades de
estos sistemas.
El método termodinámico utilizado para la estimación de propiedades
asociadas al glicol fue “GLYCOL”, el cual es mejor para dichas corrientes.
Para la simulación de los intercambiadores de calor del tipo riguroso
“XHRIG”. Para llevar a cabo la simulación se tomaron los datos de la hojas
de especificaciones, entre ellos están flujo masicos, condiciones de
operación de los fluidos, configuración del intercambiador, número de
tubos, espesor, diámetro externo, arreglo, pitch, diámetro interno de la
carcasa, coeficientes de ensuciamiento tanto por el lado interno de los
tubos como por el lado externo, bafles. Todos estos datos permiten al
simulador realizar el cálculo del coeficiente global de transferencia de calor
(U), LMTD, el área del intercambiador, las caídas de presión, las
temperaturas de salida de los fluidos y el calor disponible a las condiciones
referidas.
Los intercambiadores D1-201 y D2-211 fueron considerado para la
simulación como intercambiadores del tipo sencillo.
El recipiente D8-205 y las tuberías del sistema de calentamiento se
consideraron isotérmica, ya que las pérdidas de calor hacia el ambiente son
despreciables. Los mismos, están recubiertos con aislantes que impiden el
desprendimiento de calor hacia el exterior, asegurando que las
temperaturas sean aproximadas.
CAPITULO V
ANÁLISIS DE LOS RESULTADOS
V.1 Resultados
A continuación se muestra el resumen de los resultados obtenidos de las
simulaciones en PRO/II R con PROVISION TM en el sistema de calentamiento
utilizando aceite turbolago-32 como fluido actual de calentamiento
sustituyéndolo por purulub y gasoil, evaluando cada uno de los equipos
donde interactúan con los productos del LGN y glicol
El sistema de calentamiento en la Unidad de Extracción de Líquidos
LGN, esta compuesto por un calentador D2-201, el rehervidor de la
torre D2-259 el rehervidor de Glicol D2-211 y un enfriador
atmosférico D2-261 que permite enfriar el flujo de aceite que regresa
al tambor D8-205 a través de la línea de recirculación.
V.2 Simulación del Sistema de Calentamiento con el Fluido Turbolago-32.
El sistema de calentamiento en la Unidad de Extracción de Líquidos
LGN está compuesto por un Calentador D2-2º1, el rehervidor de al
torre D2-259 el rehervidorde la torre D2-259, el rehervidor de Glicol
D2-211 y un enfriador atmosférico D2-261 que permite enfriar el
flujo de aceite que regresa al tambor D8-205 a través de la línea de
recirculación y un enfriador. En las tablas 8, 9, 10 y 11 se
presentan los resultados y parámetros obtenidos en la simulación
con PRO/IIR y en las gráficas 12 al 21 se muestra la comparaciones
de los flujo másico y volumétricos equivalente así como, el
coeficiente de transferencia de calor de cada uno de los
intercambiadores de calor que componen el sistema de
calentamiento utilizando como fluido de calentamiento inicial
Turbolago-32 sustituyéndolo por purulub y gasoil
En el anexo N° I se presentan los resultados obtenidos con la aplicación
PRO/II R
Tabla 8. Resumen de los resultados de la simulación con turbolago-32, Purulub y
Gasoil en el calentador D1-201
COMPARACION DE FLUJO MASICO EN ELCALENTADOR D2-201
341.319360.600
263.520
0
100.000
200.000
300.000
400.000
TURBOLAGO-32 PURULUB
5% Y 23%
GASOIL
27%
lb/hr
COMPARACION DE FLUJO VOLUMETRICO EN CALENTADOR D2-201
47.274
50.528
46.619
0
10.000
20.000
30.000
40.000
50.000
60.000
TURBOLAGO-32 PURULUB
6%
GASOIL
8% y 7%
gal/hr
Figura 12 Gráfica porcentual flujo màsico equivalente D2-201
Tabla 9. Resumen de los resultados de la simulación con turbolago-32, Purulub y
Gasoil en el Rehervidor de La Torre D2-259
COEFICEIENTE GLOBAL DE TRANSFERENCIA DE CALOR (BTU/hrFt 2)
4 0 , 6 7
9 6 , 12
6 6 , 9 3
0
30
60
90
120
Turbolago-32 Purulub Gasoil
57% & 39% 30%
BT
U/h
rFt 2
Figura 13 Gráfica porcentual de flujo volumétrico equivalente D2-201
COMPARACION DE FLUJO VOLUMETRICO EN EL REHERVIDO D2-259
39.864
32.535 31.361
0
20.000
40.000
TURBOLAGO-32 PURULUB
18%
GASOIL
21 % 3,61%
gal/hr
106.64631.361Flujo (gal/hr)
177.272485.869177.272(lb/hr) 34750231450
9.334784(lb-mol/hr)
GASOIL
106.64632.535Flujo (gal/hr)
232.187485.869232.187(lb/hr) 34750220450
9.3351.517(lb-mol/hr)
PURULUB
106.64639.864Flujo (gal/hr)
287.816485.869287.816(lb/hr) 84250280448
9.334694.46(lb-mol/hr)
TURBOLAGO-32
Caída de
presión
P. de
Salida
Psi
P. de
Entrada
Psi
T.
Salida
(ºF)
T.
Entrada
(ºF)
Salida
lado del
tubo
Estabilizado lado de la
carcaza
Entrada lado del
tuboUNIDADESFLUIDOS
106.64631.361Flujo (gal/hr)
177.272485.869177.272(lb/hr) 34750231450
9.334784(lb-mol/hr)
GASOIL
106.64632.535Flujo (gal/hr)
232.187485.869232.187(lb/hr) 34750220450
9.3351.517(lb-mol/hr)
PURULUB
106.64639.864Flujo (gal/hr)
287.816485.869287.816(lb/hr) 84250280448
9.334694.46(lb-mol/hr)
TURBOLAGO-32
Caída de
presión
P. de
Salida
Psi
P. de
Entrada
Psi
T.
Salida
(ºF)
T.
Entrada
(ºF)
Salida
lado del
tubo
Estabilizado lado de la
carcaza
Entrada lado del
tuboUNIDADESFLUIDOS
309473094730816Calor transferido (MMBtu/hr)
82.27131.2745.87
Coeficiente Global de Transferencia
(Btu/hr Ft2 ºF) Limpio
66.9396.1240.67
Coeficiente Global de Transferencia
(Btu/hr Ft2 ºF) En servicio
582058205820Área de construcción de calor (Ft2)
GasoilPurulubTurbolago-32REHERVIDOR DE LA TORRE D2-259
309473094730816Calor transferido (MMBtu/hr)
82.27131.2745.87
Coeficiente Global de Transferencia
(Btu/hr Ft2 ºF) Limpio
66.9396.1240.67
Coeficiente Global de Transferencia
(Btu/hr Ft2 ºF) En servicio
582058205820Área de construcción de calor (Ft2)
GasoilPurulubTurbolago-32REHERVIDOR DE LA TORRE D2-259
Figura 14 Gráfica % flujo màsico equivalente D2-259 Figura 15 Gráfica % de flujo volumétrico equivalente D2-259
Figura 16. Gráfica % coeficiente global de transferencia de calor D2-259
Tabla 10. Resumen de los resultados de la simulación con turbolago-32, Purulub y
Gasoil en el Rehervidor de Glicol D2-211.
Tabla 11. Resumen de los resultados de la simulación con turbolago-32, Purulub y
Gasoil en el Enfriador Atmosférico D2-261.
6.9603.532Flujo (gal/hr)
19.96663.50219.966(lb/hr) 0,149,950229450
1.47788(lb-mol/hr)
GASOIL
6.9603.444Flujo (gal/hr)
24.58263.50224.582(lb/hr) 0,149,950202450
1.477161(lb-mol/hr)
PURULUB
6.9604.619Flujo (gal/hr)
33.34863.50233.348(lb/hr) 05050284450
1.47780.5(lb-mol/hr)
TURBOLAGO-
32
Caída
de
presión
P. de
Salida
Psi
P. de
Entra
da Psi
T.
Salida
(ºF)
T.
Entrada
(ºF)
Salida
lado del
tubo
Glicol lado
de la carcaza
Entrada
lado del
tubo
UNIDADESFLUIDOS
6.9603.532Flujo (gal/hr)
19.96663.50219.966(lb/hr) 0,149,950229450
1.47788(lb-mol/hr)
GASOIL
6.9603.444Flujo (gal/hr)
24.58263.50224.582(lb/hr) 0,149,950202450
1.477161(lb-mol/hr)
PURULUB
6.9604.619Flujo (gal/hr)
33.34863.50233.348(lb/hr) 05050284450
1.47780.5(lb-mol/hr)
TURBOLAGO-
32
Caída
de
presión
P. de
Salida
Psi
P. de
Entra
da Psi
T.
Salida
(ºF)
T.
Entrada
(ºF)
Salida
lado del
tubo
Glicol lado
de la carcaza
Entrada
lado del
tubo
UNIDADESFLUIDOS
3.5083.5083.494Calor transferido (MMBtu/hr)
14.2519.9310.10
Coeficiente Global de Transferencia
(Btu/hr Ft2 ºF) Limpio
13.1217.799.52
Coeficiente Global de Transferencia
(Btu/hr Ft2 ºF) En servicio
216021602160Área de construcción de calor (Ft2)
GasoilPurulubTurbolago-32REHERVIDOR DE GLICOL D2-211
3.5083.5083.494Calor transferido (MMBtu/hr)
14.2519.9310.10
Coeficiente Global de Transferencia
(Btu/hr Ft2 ºF) Limpio
13.1217.799.52
Coeficiente Global de Transferencia
(Btu/hr Ft2 ºF) En servicio
216021602160Área de construcción de calor (Ft2)
GasoilPurulubTurbolago-32REHERVIDOR DE GLICOL D2-211
COMPARACION DE FLUJO VOLUMETRICO EN ELREHERVIDOR DE GLICO D2-211
4.619
3.444 3.532
0
1.000
2.000
3.000
4.000
5.000
TURBOLAGO-32 PURULUB GASOIL
25% y 3% 24%
gal/hr
COEFICEIENTE GLOBAL DE TRANSFERENCIA DE CALOR (BTU/hrFt 2)
9,52
17,79
13,12
0
5
10
15
20
Turbolago-32 Purulub Gasoil
46% Y 26% 27%
BT
U/h
rFt
2
Figura 17. Gráfica % flujo màsico equivalente D2-211 Figura 18. Gráfica % de flujo volumétrico equivalente D2-211
Figura 19. Gráfica % coeficiente global de transferencia de calor D2-211
COMPARACION DE FLUJO MASICO EN EL REHERVIDOR DE GLICOLOL D2-211
33.348
24.582
19.966
0
10.000
20.000
30.000
40.000
TURBOLAGO-32 PURULUB GASOIL
26% 40% y 19%
lb/hr
V.3 Análisis del Calentador D1-201.
En el calentador D1-201 se consideraron fijas las siguientes
variables: temperatura de los gases de escape, el flujo másico de los
mismos, calor transferido, área de transferencia de calor,
temperatura de entrada y salida de los fluidos de calentamiento
Turbolago-32, purulub y gasoil.
En la tabla 8 se muestran los resultados de la simulación en el calentador
D1-201 al variara los fluidos de calentamiento, comparando los resultados
6,5833,7533,753Calor transferido (MMBtu/hr)
4,9504,9504,950
Coeficiente Global de Transferencia
(Btu/hr Ft2 ºF) En servicio
612661266126Área de construcción de calor (Ft2)
GasoilPurulub
Turbolago-
32ENFRIADOR ATMOSFERICO D2-261
6,5833,7533,753Calor transferido (MMBtu/hr)
4,9504,9504,950
Coeficiente Global de Transferencia
(Btu/hr Ft2 ºF) En servicio
612661266126Área de construcción de calor (Ft2)
GasoilPurulub
Turbolago-
32ENFRIADOR ATMOSFERICO D2-261
20.26511.726Flujo (gal/hr)
66.282147.31866.282(lb/hr) 54550333450
5.085293(lb-mol/hr)
GASOIL
20.26514.549Flujo (gal/hr)
103.83
1147.318103.831(lb/hr)54550347450
5.085678(lb-mol/hr)
PURULUB
20.2652.792Flujo (gal/hr)
20.155147.31820.155(lb/hr) 54550135448
5.08549(lb-mol/hr)
TURBOLAGO-
32
Caída
de
presión
P. de
Salida
Psi
P. de
Entrada
Psi
T.
Salida
(ºF)
T.
Entrad
a (ºF)
Salida
lado
del
tubo
Estabilizado
lado de la
carcaza
Entrada
lado del
tubo
UNIDADESFLUIDOS
20.26511.726Flujo (gal/hr)
66.282147.31866.282(lb/hr) 54550333450
5.085293(lb-mol/hr)
GASOIL
20.26514.549Flujo (gal/hr)
103.83
1147.318103.831(lb/hr)54550347450
5.085678(lb-mol/hr)
PURULUB
20.2652.792Flujo (gal/hr)
20.155147.31820.155(lb/hr) 54550135448
5.08549(lb-mol/hr)
TURBOLAGO-
32
Caída
de
presión
P. de
Salida
Psi
P. de
Entrada
Psi
T.
Salida
(ºF)
T.
Entrad
a (ºF)
Salida
lado
del
tubo
Estabilizado
lado de la
carcaza
Entrada
lado del
tubo
UNIDADESFLUIDOS
COMPARACION DE FLUJO MASICO EN EL ENFRIADOR ATMOSFERICO D2-261
20.155
103.831
66.282
0
30.000
60.000
90.000
120.000
TURBOLAGO-32 PURULUB
81% y 36%
GASOIL
70%
lb/hr
COMPARACION DE FLUJO VOLUMETRICO EN EL ENFRIADOR ATMOSFERICO D2-261
2.792
14.549
11.726
0
5.000
10.000
15.000
TURBOLAGO-32 PURULUB
81%
GASOIL
76% Y 19%
gal/hr
Figura 21. Gráfica % de flujo volumétrico equivalente D2-261 Figura 20. Gráfica % flujo màsico equivalente D2-211
mostrados en la tabla entre turbolago- purulub-gasoil observamos que para
el mismo flujo volumétrico circulante por la carcasa obtenemos que:
El flujo masico equivalente de purulub es 5% mayor que turbolago-32 y
23% mayor que el del gasoil, así mismo, el flujo màsico del gasoil es 27%
mayor que el de turbolago -32.
El flujo volumétrico equivalente de purulub es mayor 6% al del turbolago-32
el flujo volumétrico del gasoil es 8% y 7% menor que el de turbolago-32 y
purulub respectivamente
Considerando que la tasa de calor transferida en el calentador es la misma
para cada caso, observamos al usar purulub y gasoil el coeficiente global de
transferencia de calor es 1% mayor que al utilizar turbolago-32 y que el
coeficiente global de transferencia de calor entre purulub y gasoil es igual.
Por lo que se concluye que al usar gasoil y purulub en el calentador D1-201
se obtiene beneficios de transferencia de calor debido a la diferencia de
densidades y calor especifico entre los fluidos.
V.4 Análisis del Rehervidor de La Torre D2-259.
Para el análisis del rehervidor de la torre D2-259 se consideraron fija las
siguientes variables: calor transferido área de transferencia de calor,
temperatura de entrada y los flujos masico del producto estabilizado
temperatura de entrada de los fluidos (Turbolago-32, purulub, gasoil)
Comparando los resultados mostrada en la tabla 9. entre turbolago-32,
purulub y gasoil, observamos que para el mismo flujo volumétrico circulante
por la carcasa obtenemos que:
El flujo masico equivalente de purulub y gasoil es 19% y 38% menor que
turbolago-32 , respectivamente y el del gasoil es 23,6% menor que el de
purulub.
El flujo volumétrico equivalente del purulub y gasoil es aproximadamente
18% y 21% menor al de turbolago-32, respectivamente y el de gasoil es
3,6% menor al Purulub.
Al considerar fija el área de transferencia en el intercambiador de calor el
coeficiente total de transferencia de calor del purulub y gasoil es
aproximadamente 57% y 30% respectivamente mayor que al utilizar
turbolago-32, el coeficiente total de transferencia de calor utilizando purulub
es 39% mayor que al utilizar gasoil.
Por lo ante expuesto se concluye que al usar gasoil y purulub en el
rehervidor D2-259 se obtiene beneficios de transferencia de calor debido a
la diferencia de densidades y calor especifico entre los fluidos propuestos y el
fluido base turbolago-32.
V.5 Análisis del Rehervidor de Glicol D2-211
Para el análisis del rehervidor de Glicol D2-211 se consideraron fija las
siguientes variables: área de transferencia de calor, calor transferido,
temperatura de entrada y los flujos masico del producto circulante por la
carcaza (estabilizado), temperatura de entrada de los fluidos (Turbolago-32,
purulub, gasoil).
Comparando los resultados de la tabla 10 para el rehervidor de Glicol D2-
211 al variara los fluidos de calentamiento observamos que para el mismo
flujo volumétrico circulante por la carcasa obtenemos que:
El flujo masico equivalente del purulub y gasoil son 26% y 46% menor
respectivamente a turbolago-32 y el flujo màsico del gasoil es 19% menor al
de purulub
El flujo volumétrico equivalente de purulub y gasoil es aproximadamente
25% y 24% menor que turbolago-32 y el flujo volumétrico del purulub es
3% menor con respecto al del gasoil.
Al considerar fija el área de transferencia en el intercambiador de calor del
Glicol el coeficiente total de transferencia de calor del purulub y gasoil es
aproximadamente 46% y 27% respectivamente mayor que al utilizar
turbolago-32, el coeficiente total de transferencia de calor utilizando purulub
es 27% mayor que al utilizar gasoil.
Por lo ante expuesto se concluye que al usar gasoil y purulub en el
rehervidor D2-259 se obtiene beneficios de transferencia de calor debido a
la diferencia de densidades y calor especifico entre los fluidos propuestos y el
fluido base turbolago-32.
V.6 Análisis del Enfriador Atmosférico D2-261
Para el análisis del enfriador atmosférico D2-261 se consideraron fija las
siguientes variables: área de transferencia de calor, temperatura de entrada
de los fluidos de calentamiento, el flujos masico y temperatura de entrada
del fluidos circulante por la carcaza (aire).
Comparando los resultados de la tabla 11. para el enfriador atmosférico D2-
261 al variara los fluidos de calentamiento observamos que para el mismo
flujo másico circulante por la carcasa (aire) obtenemos que:
Al considerar fija el área de transferencia en el enfriador atmosférico, la
transferencia de calor del gasoil es aproximadamente 43% respectivamente
mayor que al utilizar turbolago-32. El coeficiente total de transferencia de
calor es el mismo en todos los fluidos.
El flujo masico equivalente del purulub y gasoil es aproximadamente 81% y
70% mayor respectivamente que el del turbolago-32 el del gasoil es 36%
menor que el purulub.
CONCLUSIONES
1. Al utilizar purulub y gasoil como fluido de calentamiento se incrementa
el coeficiente global de transferencia de calor en el sistema de
calentamiento, en valores que oscilan entre 111% y 51%
respectivamente con respecto a turbolago-32. El purulub y el gasoil
ofrecen mejores propiedades físicas.
2. Al utilizar el aceite purulub en el rehervidor D2-259 y D2-211 se
produce una disminución del flujo volumétrico equivalente en un 18%
y 21% respectivamente con respecto a Turbolago-32 lo que repercute
en el funcionamiento de las bombas D2-202 A/B.
3. Al utilizar el aceite purulub en el rehervidor D2-259 y D2-211 se
produce una disminución del flujo masico equivalente en un 19% y
38% respectivamente con respecto a Turbolago-32 lo que repercute en
el funcionamiento ambos equipos
4. El coeficiente total de transferencia de calor utilizando purulub es 38%
mayor que el del gasoil.
5. Para los requerimientos de energía del rehervidor de la torre D2- 259
la temperatura del sistema puede disminuir en 60º F y 49º F al utilizar
purulub y gasoil respectivamente en lugar de turbolago-32 y 11º F al
utilizar pulrlub en lugar de gasoil.
6. Para el rehervidor de glicol D2-211 se obtiene una disminución de la
temperatura en el sistema en 82ºF y 65ºF al utilizar purulub y gasoil
respectivamente en lugar de turbolago-32 y 27ºF al utilizar purulub en
lugar de gasoil
7. La reducción de la temperatura expuesta en los puntos 5 y 6
representa una mayor vida útil para los componentes (sellos) de las
bombas centrifugas D2-202 A/B que se encargan de enviar el aceite
desde el tambor D8-205 al calentador D1-201 en el sistema de
calentamiento.
8. El uso del purulub o gasoil en el sistema de calentamiento genera un
ahorro en el orden de 72,893 Bs./galón y 680,230 Bs./galón
9. El uso del aceite Purulub repercute en mayor beneficio de transferencia
de calor ya que este tiene diferencia de densidad y calor especifico con
respecto al Turbolago-32
RECOMENDACIONES
1. Sustituir el aceite turbolago-32 utilizado actualmente en el sistema de
calentamiento por purulub ya que es el componente que ofrece las
mejores propiedades físicas en el proceso y permite aumentar la
flexibilidad operacional del sistema de calentamiento lo que se traduce
en el incremento de los bls de LGN procesado, también en costo de
reposición ofrece el mayor beneficio.
2. Determinar la máxima alimentación para la torre desetanizadora D8-
255 con el incremento del calor disponible del rehervidor D2-259 al
utilizar purulub.
3. Determinar la carga máxima de la solución de glicol-agua a 83% P/P
del sistema de glicol considerando el aumento de carga térmica
disponible en el rehervidor D2-211 al utilizar purulub.
4. Ajustar el control de temperatura de salida del calentador D1-201
según los requerimientos de los rehervidores D2-211 y D2-259, a fin
de mantener fuera de servicio (disponible) el enfriador por aire D2-261
para ahorrar energía eléctrica.
RREEFFEERREENNCCIIAASS BBIIBBLLIIOOGGRRÁÁFFIICCAASS
1. Engineering Data Book. (1998) Gas Processors Suppliers
Association, GPSA, Eleventh Edition FPS. Tulsa, Oklahoma.
2. Creole Petroleum Corporation. (1973) Manual de Operación Para
Proceso de Refrigeración y Licuefacción de Gas Planta Nº 3
3. Creole Petroleum Corporation Catálogo Mecánico de la Expansión
de las Plantas TJ-2 Y TJ-3. Volúmenes I y II
4. Campbell, John (1992) “Gas Conditioning and Processing”. Campbell
Petroleum Series. 7th Edition, First Printing. Norman, Oklahoma.
September. Volume II.
5. González D., José A. y Prieto P., Gustavo A.: Adecuación Capacidad
de Procesamiento y Almacenamiento Planta de Refrigeración La Salina,
Lagoven S.A diciembre de 1996. Paraguaná, Venezuela
6. IMSCI. (1996) Manual PRO II Versión 6.0. Tutorial y User`s Guide.
