Análisis del efecto de la presión de alimentación en plantas de licuefacción de gas natural mediante refrigerante mezclado.

UNIVERSIDAD DE VALLADOLID ESCUELA DE INGENIERIAS INDUSTRIALES Grado en Ingeniería Química ANÁLISIS DEL EFECTO DE LA PRESIÓN DE ALIMENTACIÓN EN PLANTAS DE LICUEFACCIÓN DE GAS NATURAL MEDIANTE REFRIGERANTE MEZCLADO Autor: Martínez Medina, Raúl Tutor: Mato Chaín, Fidel Departamento de Ingeniería Química y Tecnología del Medio Ambiente Valladolid, Julio de 2021 2 3 RESUMEN Las publicaciones científicas que abordan la optimización del proceso de licuefacción de NG parten de alimentaciones de este a presiones muy diferentes, que dependerán de los tratamientos aplicados. Este trabajo parte del proceso de licuefacción de NG propuesto por Venkatarathman (2008) para estudiar el efecto de una variación de la presión de alimentación del NG respecto del valor aceptado por el autor (40 bar), sobre las principales variables del proceso. Para ello, se simuló dicho proceso con el Software Aspen Plus, y una vez simulado el caso base, se introdujeron cambios en la presión de alimentación del NG y se estudiaron las respuestas de las variables de temperatura, fracción de vapor y potencia consumida por los compresores. También se estudió el efecto sobre la composición del refrigerante mezclado de proceso, y se propusieron nuevas mezclas de modo que el proceso pueda operar sin sufrir un aumento de demanda energética. PALABRAS CLAVE LNG, Presión, Tratamiento de NG, SMR, Simulación. ABSTRACT Studies on the liquefaction of NG optimization problem takes the NG feed at very different pressure conditions, which depends on the treatments applied to the NG. This work is based on the NG liquefaction process proposed by Venkatarathman (2008) to study the effect a change in the NG feed Pressure may have on the main process variables, when this pressure is different from that given by the author. To achieve this, the process was simulated by means of the software Aspen Plus, and once the base case had been simulated changes were introduced in the NG feed pressure and the responses of the temperature, vapour fraction and power consumed by the compressors were studied. The effect on the composition of the mixed process refrigerant was also studied, and new mixtures were proposed so that the process can operate without suffering an increase in energy demand. KEYWORDS LNG, Pressure, NG Treatment, SMR, Simulation. 4 ÍNDICE INTRODUCCIÓN .............................................................................................................. 11 1. Aspectos Generales ............................................................................................. 11 2. Introducción a los Procesos de Licuefacción de Gas Natural ........................... 13 2.1. Uso de Refrigerantes Mezclados en Procesos de Licuefacción ................ 13 2.2. Descripción de las Principales Tecnologías de Licuefacción de Gas Natural .................................................................................................................... 15 3. Tratamientos para mejora de la calidad del NG ................................................ 20 CONTEXTUALIZACIÓN DEL TFG ..................................................................................... 23 OBJETIVOS ...................................................................................................................... 25 DESARROLLO ................................................................................................................. 27 1. Procesos de Tratamiento de Gas Natural .......................................................... 27 1.1. Field Operations & Inlet Receiving (Operaciones de Yacimiento & Recepción de la Entrada) ...................................................................................... 28 1.2. Inlet Compression (Compresión Inicial) ....................................................... 29 1.3. Gas Treating (Retirada de Gases Ácidos) .................................................... 30 1.3.1. Procesos De Absorción Químicos ......................................................... 31 1.3.2. Procesos De Absorción Físicos ............................................................. 32 1.3.3. Procesos De Tratamiento Por Adsorción .............................................. 33 1.3.4. Sistemas De Membranas ...................................................................... 34 1.4. Dehydration (Deshidratación) ...................................................................... 35 1.4.1. Procesos De Absorción .......................................................................... 35 1.4.2. Procesos De Adsorción .......................................................................... 36 1.4.3. Procesos Con Membrana ...................................................................... 37 1.5. Hydrocarbon Recovery (Recuperación de Hidrocarburos) ......................... 37 1.6. Nitrogen Rejection (Retirada de Nitrógeno) ................................................ 39 2. Descripción del Proceso ...................................................................................... 42 3. Simulación en Aspen Plus ................................................................................... 48 4. Estudios de Sensibilidad de la Potencia Consumida por los Compresores y la Fracción de Vapor del NG .................................................................................... 55 5. Refrigerantes Mezclados Propuestos Para La Adaptación Del Proceso A Cambios En La Presión De Alimentación. .......................................................... 58 6. Efecto de la Presión de Alimentación sobre la Temperatura de las Corrientes 7 y 8 y sobre el Funcionamiento del HX ................................................................ 77 5 6.1. Estudio de la Temperatura de la Corriente 7 .............................................. 77 6.2. Estudio de la Temperatura de la Corriente 8 .............................................. 78 6.3. Estudio del funcionamiento del HX .............................................................. 80 7. Efecto de la Presión de Alimentación sobre las Composiciones de las Corrientes de EFG y LNG ..................................................................................... 87 7.1. Composición de la Corriente de EFG ........................................................... 87 7.2. Composición de la Corriente de LNG ........................................................... 89 CONCLUSIONES ............................................................................................................. 95 BIBLIOGRAFÍA ................................................................................................................ 97 6 ÍNDICE DE FIGURAS Figura 1 Retrospectiva del consumo y demanda de las diferentes formas de energía y previsiones para el futuro (He et al., 2018). ............................................... 13 Figura 2 LNG Chain Value (Serrato et al., 2021)........................................................ 15 Figura 3 Diagrama T-h de Nitrógeno Puro y de una mezcla típica de Hidrocarburos y Nitrógeno (Venkatarathnam, 2008) ............................................................................. 16 Figura 4 Curva de Enfriamiento del NG en un Proceso de Licuefacción por Cascada (He et al., 2018) ............................................................................................................ 17 Figura 5 Diagrama de Flujo de un Proceso de Licuefacción en Cascada (He et al., 2018) .............................................................................................................................. 18 Figura 6 Diagrama de Flujo de un Proceso de Licuefacción con Refrigerante Mezclado (He et al., 2018). .......................................................................................... 19 Figura 7 APCI C3MR Process (He et al., 2018) .......................................................... 20 Figura 8 Proceso de Licuefacción basado en Expansión (Zhang et al., 2020). ....... 20 Figura 9 Curvas de Enfriamiento superpuestas de los 3 procesos principales de licuefacción de NG (Zhang et al., 2020). ..................................................................... 21 Figura 10 Aplicaciones de Procesos Onshore en Plantas de LNG (Zhang et al., 2020). ............................................................................................................................. 22 Figura 11 Etapas desde la extracción del NG hasta su comercialización como LNG ........................................................................................................................................ 30 Figura 12 Esquema de los procesos más habituales de tratamiento de NG (nombres que se les dan en la literatura) .................................................................... 30 Figura 13 Proceso típico de gases ácidos con aminas (Kidnay et al., 2011). ......... 34 Figura 14 Proceso de tratamiento por adsorción (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016). ............................................................................................................................. 35 Figura 15 Proceso en 2 etapas de tratamiento de NG por membranas (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016). ............................................................................ 36 Figura 16 Proceso de deshidratación por absorción con glicoles (Kidnay et al., 2011) .............................................................................................................................. 38 Figura 17 Sistema de refrigeración con propano(Kidnay et al., 2011). ................... 40 Figura 18 Proceso de Hydrocarbon Recovey por refrigeración mecánica y TE (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016). ............................................................................ 40 Figura 19 Proceso de destilación criogénica. ............................................................. 42 Figura 20 Proceso de Refrigeración SMR propuesto por (Venkatarathnam, 2008). ........................................................................................................................................ 44 Figura 21 Diagrama T-h para el NG licuado con isóbaras a 65 y 40 bar, Tc y Tb corresponden a los puntos de rocío y de burbuja, respectivamente, y Tc a la temperatura crítica (Venkatarathnam, 2008). ............................................................ 45 Figura 22 Tren de Compresión del Proceso SMR propuesto por (Venkatarathnam, 2008). ............................................................................................................................. 46 Figura 23 Perfil de Temperatura en el HX del proceso propuesto por (Venkatarathnam, 2008). ............................................................................................. 48 7 Figura 24 Diferencia de Temperatura de las Corrientes del HX en el proceso por (Venkatarathnam, 2008). ............................................................................................. 49 Figura 25 Proceso de Licuefacción de NG simulado en Aspen Plus. ....................... 51 Figura 26 Curva de Enfriamiento de la corriente de NG. ........................................... 52 Figura 27 Perfiles de Temperatura en el HX .............................................................. 55 Figura 28 Diferencia de Temperaturas entre las Corrientes en el HX ...................... 55 Figura 29 Curvas de Variación T-H para las tres corrientes del HX. ......................... 56 Figura 30 Dependencia de la potencia consumida por los compresores frente a la presión de la corriente de entrada del NG .................................................................. 58 Figura 31 Variación de la fracción de vapor del LNG con la presión del NG ........... 58 Figura 32 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 1. ....................................................................................... 61 Figura 33 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 1 ......................................................................................................................... 62 Figura 34 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 1 frente a la Presión de Alimentación. ................................................................................................................. 62 Figura 35 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 2. ....................................................................................... 63 Figura 36 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 2. ........................................................................................................................ 64 Figura 37 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 2 frente a la Presión de Alimentación. ................................................................................................................. 64 Figura 38 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 3. ....................................................................................... 65 Figura 39 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 3. ........................................................................................................................ 66 Figura 40 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 3 frente a la Presión de Alimentación. ................................................................................................................. 66 Figura 41 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 4. ....................................................................................... 67 Figura 42 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 4. ........................................................................................................................ 68 Figura 43 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 4 frente a la Presión de Alimentación. ................................................................................................................. 68 Figura 44 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 5. ....................................................................................... 69 Figura 45 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 5. ........................................................................................................................ 70 Figura 46 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 5 frente a la Presión de Alimentación. ................................................................................................................. 70 Figura 47 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 6. ....................................................................................... 71 Figura 48 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 6. ........................................................................................................................ 72 8 Figura 49 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 6 frente a la Presión de Alimentación. ................................................................................................................. 72 Figura 50 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 7. ....................................................................................... 73 Figura 51 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 7. ........................................................................................................................ 74 Figura 52 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 7 frente a la Presión de Alimentación. ................................................................................................................. 74 Figura 53 Comparación del Ahorro proporcionado por las Mezclas 3,5,6 y 7 ......... 75 Figura 54 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 8. ........................................................................................................................ 77 Figura 55 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 9. ........................................................................................................................ 78 Figura 56 Temperatura de la Corriente 7 en función de la Presión de Alimentación ........................................................................................................................................ 80 Figura 57 Dependencia de la Temperatura la Corriente 8 con la Presión de Alimentación con la Temperatura 7 constante ........................................................... 81 Figura 58 Variación de las Temperaturas de las corrientes 7 y 8 en función de la Presión de Alimentación. .............................................................................................. 81 Figura 59 Variación de la MITA y la CSTA con la Presión del NG .............................. 82 Figura 60 Perfil de Temperatura en el Intercambiador a P = 25 bar ....................... 83 Figura 61 Diferencia de Temperatura en el Intercambiador a P = 25 bar ............... 83 Figura 62 Perfil de Temperatura en el Intercambiador a P = 35 bar ....................... 84 Figura 63 Diferencia de Temperatura en el Intercambiador a P = 35 bar ............... 84 Figura 64 Perfil de Temperatura en el Intercambiador a P = 40 bar ....................... 85 Figura 65 Diferencia de Temperatura en el Intercambiador a P = 40 bar ............... 85 Figura 66 Perfil de Temperatura en el Intercambiador a P = 50 bar ....................... 86 Figura 67 Diferencia de Temperatura en el Intercambiador a P = 50 bar ............... 86 Figura 68 Perfil de Temperatura en el Intercambiador a P = 80 bar ....................... 87 Figura 69 Diferencia de Temperatura en el Intercambiador a P = 80 bar ............... 87 Figura 70 Composición de la Corriente de EFG en función de la Presión de Alimentación (T7 cte) .................................................................................................... 90 Figura 71 Composición de la Corriente de EFG en función de la Presión de Alimentación (T7 no cte) ............................................................................................... 91 Figura 72 Fracción Molar de C1 en la Corriente de LNG en función de la Presión de Alimentación (T7 cte) .................................................................................................... 92 Figura 73 Fracción Molar de N2 en la Corriente de LNG en función de la Presión de Alimentación (T7 cte) .................................................................................................... 92 Figura 74 Fracción Molar de C2 en la Corriente de LNG en función de la Presión de Alimentación (T7 cte) .................................................................................................... 93 Figura 75 Fracción Molar de N2 en la Corriente de LNG en función de la Presión de Alimentación (T7 no cte) ............................................................................................... 93 Figura 76 Fracción Molar de C1 en la Corriente de LNG en función de la Presión de Alimentación (T7 no cte) ............................................................................................... 94 9 Figura 77 Fracción Molar de C2 en la Corriente de LNG en función de la Presión de Alimentación (T7 no cte) ............................................................................................... 94 16 Figura 5 Diagrama de Flujo de un Proceso de Licuefacción en Cascada (He et al., 2018) 2. Los procesos basados en Refrigerantes Mezclados (MR Process): Estos procesos se caracterizan por el uso de uno o varios fluidos refrigerantes, los cuales no son puros, sino que se componen de diferentes hidrocarburos (Metano, Etano, Propano, Butano, i-Butano etc.) y Nitrógeno. La composición de la mezcla se optimiza para que su pauta de refrigeración se adapte a la curva de enfriamiento (Temperatura vs Flujo Térmico) del NG y el área entre las dos curvas sea mínima, de manera que la destrucción de exergía sea mínima durante del proceso, con el consiguiente ahorro económico. Como se muestra en la Figura 6, el núcleo del proceso es un intercambiador de calor multicorriente en el cual se produce el enfriamiento del NG impulsado por el ciclo de refrigeración, por el cual circula la mezcla refrigerante (Mixed Refrigerant). El LNG a la salida del intercambiador se expande hasta la presión atmosférica en una válvula, lo que provoca que se evapore una pequeña parte del LNG (típicamente se da una fracción de vapor de 0.050.07), esta mezcla se separa en un Flash y se obtiene por cabeza una corriente de gas compuesta fundamentalmente por nitrógeno y del resto de componentes más volátiles, y la corriente de LNG producto listo para su comercialización. 17 Figura 6 Diagrama de Flujo de un Proceso de Licuefacción con Refrigerante Mezclado (He et al., 2018). El proceso MR más utilizado es el proceso denominado como APCI C3MR. Este proceso incluye dos ciclos de refrigeración: un ciclo de preenfriamiento que utiliza Propano como fluido refrigerante y el ciclo de mezcla refrigerante (MR, Mixed Refrigerant). El ciclo de preenfriamiento enfría el NG hasta una temperatura alrededor de 243 K (dependiendo del diseño del proceso), entonces se produce el enfriamiento del NG y del propio refrigerante hasta la temperatura de proceso en el Intercambiador Multicorriente (He et al., 2018). Gracias al circuito de preenfriamiento este proceso tiene una gran eficacia energética y esto, añadido al hecho de que sea el proceso más establecido y extendido, hace que sea objeto de un gran número de artículos para lograr optimizarlo. En concreto se busca reducir la diferencia mínima de temperaturas en el intercambiador, lo cual finalmente implica una reducción de la potencia de compresión. El diagrama básico de proceso se muestra en la Figura 7: 18 Figura 7 APCI C3MR Process (He et al., 2018) 3. Los procesos de refrigeración basados en Expansión en Turbina. Estos procesos consisten igualmente en un ciclo de refrigeración que enfría el NG en un intercambiador de calor. Utilizan como fluido refrigerante o bien, metano o bien nitrógeno. En su circuito de refrigeración poseen una turbina en vez de una válvula, con la que aprovechan la expansión del refrigerante para generar potencia que alimenta al compresor. Figura 8 Proceso de Licuefacción basado en Expansión (Zhang et al., 2020). 19 Este tipo de procesos solo se utilizan en la explotación de yacimientos mar adentro gracias a que son más simples que los procesos en cascada o los MR, lo cual mejora sus condiciones de seguridad. Los procesos MR son los preferidos gracias a su mayor eficacia energética. En la Figura 9 se ve que la curva de enfriamiento de los refrigerantes mezclados es que mejor se aproxima a la curva del NG, logrando una mayor eficiencia energética. Es importante señalar que la curva de enfriamiento del NG se ve modificada cuando cambia la composición del NG de proceso, ya sea porque este procede de un pozo diferente o porque a medida que se explota un pozo cambia la composición del NG extraído). Esto implica que la composición del refrigerante mezclado debe adaptarse a la nueva composición del NG (y a la nueva curva de enfriamiento. La corrección en el refrigerante puede suceder de forma dinámica, es decir la composición del refrigerante se controla y varía de manera continua. Figura 9 Curvas de Enfriamiento superpuestas de los 3 procesos principales de licuefacción de NG (Zhang et al., 2020). Como se muestra en la Figura 10 los procesos SMR son los que dominan la industria del LNG, en especial los procesos AP-C3MR habiéndose construido un gran número de plantas que usan esta tecnología, sobre todo en los últimos 20 años. 20 Figura 10 Aplicaciones de Procesos Onshore en Plantas de LNG (Zhang et al., 2020). 3. Tratamientos para mejora de la calidad del NG Los yacimientos de gas natural se encuentran localizados en pozos mar adentro (Offshore) o en pozos situados en tierra firme (Onshore) y pueden ir acompañados de petróleo (gas asociado, wet gas) o no (gas no asociado, dry gas). Los componentes típicos del gas natural en la fase de extracción son: • Hidrocarburos: Metano, Etano, Propano e hidrocarburos superiores (butanos y pentanos) • Gases ácidos: Dióxido de Carbono y Sulfuro de Hidrógeno • Compuesto de azufre: Mercaptanos, Azufre elemental, Sulfuro de Carbonilo etc. • Nitrógeno y Agua • Componentes menos comunes como Oxígeno, Mercurio y Helio El gas natural que se extrae de los pozos tiene una composición que no es apta para que sea utilizado directamente ya que tiene una concentración variable de componentes indeseados que deben ser retirados total o parcialmente. Para lograr este fin, el gas natural pasa por un conjunto de procesos en serie en una planta de tratamiento de gas natural. Una vez que el gas natural cumple con las especificaciones requeridas es exportado al consumidor final a través de un gaseoducto (Pipeline) o a través de un contenedor en forma de gas natural licuado (LNG) (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016). 21 Sin embargo, no siempre es necesario que el NG sea procesado para cumplir las especificaciones acordadas, ya que en muchos casos los niveles de un cierto contaminante ya están por debajo de los niveles requeridos cuando el gas sale del pozo. El tratamiento que debe cumplir el NG destinado a ser utilizado como materia prima en plantas de licuefacción debe cumplir unos requisitos muy estrictos en cuanto a su composición. Dichos requisitos son mucho más estrictos que los del gas natural que viaja por gaseoductos, por culpa del riesgo de formación de sólidos que obstruyan los conductos de los equipos y de las temperaturas extremadamente bajas que se alcanzan (-160°C). La Tabla 1 compara los niveles de contaminantes permitidos para gas de entrada a plantas de licuefacción y para Pipeline gas. Tabla 1 Niveles de Contaminantes permitidos en Pipeline Gas y en Gas de Licuefacción (Adaptado de Kidnay et al., (2011)). Contaminante NG para Planta de LNG Pipeline Gas H2O 0-0,1 ppmv 150 ppmv H2S 0-6 mg/Nm3 6 mg/Nm3 CO2 0-50 ppmv 2-3 mol% Compuestos de Azufre 0-20 ppmv 110-430 mg/Nm3 N2 0-1 mol% 0-3 mol% Mercurio 0-0,01 μg/Nm3 0 Butano 0-2 mol% 0 Pentanos y Superiores 0-0,1 mol% 0 Aromáticos 0-2 ppmv 0 En la Tabla 2. se muestra el rango de composiciones típico del LNG producto. Tabla 2 Composición Típica del LNG producto (Adaptado de Kidnay et al., (2011)) Componente Rango de Composición (%mol) Nitrógeno 0-3,91 Metano 84,18-99,8 Etano 0,06-13,64 Propano 0-3,82 Isobutano 0-0,89 n-Butano 0-1,7 Isopentano 0-0,1 n-Pentano 0-0,12 Los contaminantes críticos son el CO2 y el H2S, cuyos niveles deben estar por debajo de 50 ppmv y de 4 ppmv (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016), respectivamente. Los 22 niveles tan reducidos de Mercurio se deben a que este contaminante forma una amalgama con el aluminio, el cual es un material de gran importancia para la construcción de equipos criogénicos. Esta formación es una fuente de problemas por corrosión para los equipos de proceso. Así mismo el N2 reduce el poder calorífico del combustible, aumenta la volatilidad del LNG, y puede provocar que se produzca un fenómeno conocido como Rollover, muy peligroso durante el transporte y almacenamiento. Dicho fenómeno consiste en que dos LNG de diferentes densidades contenidos en el mismo tanque se mezclan repentinamente provocando una liberación de vapor; este vapor es venteado cuidadosamente ya que puede provocar una explosión si encuentra una fuente de ignición cerca, por lo que su contenido debe ser también controlado (Se cree que concentraciones de nitrógeno superiores al 1% aumentan el riesgo de Rollover). 23 CONTEXTUALIZACIÓN DEL TFG Los procesos de tratamiento por los que pasa el NG que pueden ser muy variados, y dependen esencialmente de la composición del gas a la salida del pozo, es decir, dos NG de diferente procedencia pueden precisar un procesado diferente. Cada uno de los procesos de tratamiento tiene unas condiciones óptimas de Presión y Temperatura para el NG tratado, de modo que el NG debe ser sometido a expansiones y compresiones (cambios de presión, en definitiva) varias veces a lo largo del proceso de tratamiento completo hasta llegar a la planta de licuefacción. Las publicaciones que abordan el problema de optimizar el diseño del proceso de licuefacción de NG se centran en estudiar: la eficiencia energética y exergética, o en encontrar las variables óptimas de proceso, entre otros. Sin embargo, le dan muy poca importancia al problema que representan las condiciones de entrada del NG a la planta. De modo que en la literatura se encuentran procesos en los que el NG accede a presiones de entre 20 a 70 bar sin explicación asociada. El LNG producto de estos procesos, sin embargo, se entrega a presión atmosférica, por lo que las implicaciones energéticas de este gradiente de presión para el proceso global pueden ser muy importantes y deben tenerse en cuenta a la hora de abordar cualquier optimización que incluya aspectos energéticos. Estudiar los motivos de estos diferentes valores de las presiones de acceso y las consecuencias de esas diferencias sobre los procesos ha sido la motivación principal de este trabajo. Dicho estudio se lleva a cabo de manera semicuantitativa (sin utilizar los métodos más complejos y sofisticados utilizados en la literatura como algoritmos de optimización, algoritmos genéticos etc.). La razón detrás de esto es que la optimización rigurosa de este tipo de procesos se considera de extrema dificultad en nuestros días, pues comprende la selección de valores para un número considerable de variables de muy diferente naturaleza: entre 5 y 8 fracciones molares para especificar la composición del refrigerante, el flujo de este, las presiones alta y baja del ciclo de refrigeración y la temperatura de enfriamiento del refrigerante previa a la expansión, como mínimo. Y todo ello para un sistema estrechamente acoplado a diferentes niveles: en su operativa de proceso, intercambio de energía y termodinámica de sus equilibrios y pautas de enfriamiento y calentamiento de refrigerante y NG. La optimización, en particular si se persigue un mínimo global, de un sistema con tal número de variables es una difícil tarea desde el punto de vista del cálculo y requiere el uso de los algoritmos más eficaces y exigentes. Se ha considerado que dicho esfuerzo superaba los estándares de un Trabajo de Fin de Grado y se ha limitado, por lo tanto, el análisis a la búsqueda de tendencias mediante simulación, sin insistir en una optimización rigurosa. Dicha simulación se realiza tomando como caso base el proceso de licuefacción propuesto por Venkatarathman (2008), el cual es adoptado como proceso de referencia en numerosos procesos de optimización, y estudiando su respuesta frente a cambios en la presión de entrada del NG utilizando el software Aspen Plus. 24 25 OBJETIVOS Hacer un estudio semicuantitativo de cómo afectan las variaciones en la presión de entrada del NG en una planta de licuefacción, cuyo diagrama de proceso se muestra en la Figura 20, concretamente a: • La composición óptima del refrigerante. • La temperatura de salida del LNG del intercambiador de calor de proceso. • El consumo de potencia de los compresores. • La fracción de vapor de la corriente de LNG después de la expansión a presión atmosférica. • La composición del LNG producto. • La composición de la corriente de EFG. Proponer una serie de refrigerantes mezclados para la adaptación del proceso a los cambios en la presión de alimentación del NG. (Aspen Technology Inc, 2018) 32 Figura 13 Proceso típico de gases ácidos con aminas (Kidnay et al., 2011). Otro proceso común es la eliminación de gases ácidos mediante el uso de sales álcali (por ejemplo, el carbonato potásico, K2CO3). Su desempeño es idóneo para retirar de CO2. o H2S en presencia de CO2. El proceso de tratamiento con estas sales es muy similar al de tratamiento con aminas, pero sin separaciones por Flash. 1.3.2. Procesos De Absorción Físicos Aparte de los procesos con aminas, han sido desarrollados disolventes que son capaces de absorber los gases ácidos satisfactoriamente sin necesidad de reacciones químicas (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016). Uno de estos disolventes es conocido en el mercado como Selexol, el cual está compuesto de dimetiléter de polietilenglicol. El proceso es similar al de absorción con aminas (Figura 13). La eficacia del absorbedor es proporcional a su presión de operación (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016), ya que aumentan las presiones parciales de los gases (fuerzas impulsoras del procesos). Por lo tanto, una etapa previa de compresión puede ser necesaria. Este compuesto es muy efectivo ya que es capaz de reducir los niveles de H2S a 4 ppmv, reducir los niveles de CO2 a 50 ppmv, y eliminar por completo todos los mercaptanos que pueden acompañar al H2S si se encuentra en concentraciones altas. Kidnay, Arthur J., Parrish, William R. , McCartney, (2011) hablan de presiones de operación que rondan los 40 bar. 33 1.3.3. Procesos De Tratamiento Por Adsorción Son procesos que utilizan como mecanismo la adsorción. Al igual que los procesos de absorción, pueden físicos o químicos. Pueden lograr unos nivel de pureza muy elevados cuando los procesos por absorción no sirven o cuando los flujos de gas son bajos. Los adsorbedores comúnmente utilizados son los tamices moleculares. Sin embargo, se necesitan tamices muy grandes para conseguir tratar satisfactoriamente gases muy contaminados, por lo tanto, este tratamiento se reserva para gases con concentraciones bajas de contaminantes o como etapa final de limpieza aguas abajo antes de que el gas llegue a su destino final (planta de licuefacción, consumidor doméstico o industrial etc.). El proceso más común de tratamiento por adsorción se muestra en la Figura 14. Dado que el adsorbente debe ser regenerado una vez saturado de contaminantes; se necesitan varios equipos de adsorción, de modo que cuando un lecho de adsorbente esté operando, otro se esté regenerando. Figura 14 Proceso de tratamiento por adsorción (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016). 34 1.3.4. Sistemas De Membranas La tecnología de membranas permite el paso selectivo de ciertos componente a través de una barrera de plástico o cerámica, mientras los demás componentes quedan retenidos al otro lado. La función más importante de las membranas es la retirada del CO2 del gas natural. Las membranas de mayor aplicación industrial son las de acetato de celulosa, estas membranas son capaces de reducir desde el 3,2 % vol de CO2 hasta las especificaciones para que el NG se considere Pipeline NG. Su atractivo radica en que la fuerza impulsora de la separación es la diferencia de presión entre ambos lados de la membrana, lo cual hace necesaria una recompresión en medio del proceso, pero esta es muy pequeña y no supone un gran gasto, aparte de hacer innecesaria la adición de un agente material de separación. La fuerza impulsora de la separación es la diferencia de presión a ambos lados de la membrana, una etapa de compresión antes de la membrana puede ser necesaria, aunque si el NG se produce de un pozo a alta de presión la compresión es innecesaria y las membranas se convierte en opciones de separación muy económicas. No obstante, presentan un inconveniente: los gases ácidos pueden ir acompañados de metano en la separación. Esto lleva a la necesidad de una segunda membrana que recupere el metano fugado (esto también requiere una etapa de recompresión que aumenta los gastos de operación). El diagrama del proceso se presenta en la Figura 15 Figura 15 Proceso en 2 etapas de tratamiento de NG por membranas (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016). 35 1.4. Dehydration (Deshidratación) Un tratamiento de deshidratación es a menudo necesario, ya sea para cumplir las especificaciones de producto o para su uso en otros procesos que no pueden llevarse a cabo si el gas de entrada contiene demasiada agua. Un contenido en agua demasiado alto también puede ser problemático a la hora del transporte en gaseoductos, ya que puede dar problemas por corrosión o si la temperatura mínima en el gaseoducto es menor que el punto de rocío del agua, ya que puede aparecer agua libre en estado líquido, lo que puede provocar obstrucciones en lugares donde el mantenimiento suele ser imposible. También es problemático debido a que el agua no es combustible y reduce el poder calorífico del NG. Es obligatorio llevar a cabo este tratamiento si se ha hecho antes un tratamiento con aminas para desacidificar el gas, ya que el gas libre de componentes ácidos está saturado de agua, como se mencionó en el apartado Gas Treating. Si el NG va a ser licuado el contenido en agua debe ser mínimo (< 1 ppmv) (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016) para que no se produzcan problemas por formación de hielo de hidratos de metano (cristales similares en aspecto al hielo que se forman a causa de la interacción de los gases ácidos con el agua causando taponamientos en los conductos). Los procesos más extendidos de deshidratación de gas natural son absorción mediante disolventes líquidos y adsorción mediante adsorbentes sólidos. El límite de saturación del agua en el NG aumenta a presiones bajas (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016), por lo tanto los procesos de deshidratación se deben llevar a cabo a presiones bajas (al contrario que los procesos de Gas Treating). 1.4.1. Procesos De Absorción Los procesos para deshidratar el NG por absorción son físicos, es decir no incluyen reacción química. El gas natural se pone en contacto con un líquido absorbedor que preferentemente absorbe el vapor de agua, el contenido en agua se reduce hasta las 10 ppmv. Los absorbentes más comunes son los glicoles. El glicol más comúnmente usado es el Trietilenglicol (TEG), en climas fríos también se usa el dietilenglicol (DEG) por su 36 menor viscosidad a bajas temperaturas. El proceso más común se muestra en la Figura 16. Figura 16 Proceso de deshidratación por absorción con glicoles (Kidnay et al., 2011). En este proceso el gas de entrada pasa primero a través de un Scrubber donde se realiza una primera separación de sólidos y líquidos, para después entrar por el fondo del absorbedor. En este equipo entra en contacto con la solución de glicol que se encarga de absorber el agua del gas. El glicol rico en agua se dirige entonces al regenerador donde después de una serie de separaciones se recupera el glicol seco y los líquidos se envían para ser almacenados o procesados. El glicol seco se devuelve al absorbedor para continuar con el proceso. Este proceso es común para cada glicol que se utilice. 1.4.2. Procesos De Adsorción Agentes sólidos como los tamices moleculares o la sílica gel son los adsorbentes típicos para deshidratación de NG. Este proceso tiene mucho interés en NG que se va a usar en procesos criogénicos, gracias a que reduce el contenido en agua hasta el nivel de pocas ppmv. El esquema del proceso es similar al del tratamiento contra gases ácidos, ver Figura 14. 37 1.4.3. Procesos Con Membrana Las membranas se utilizan para producción Offshore principalmente. Su funcionamiento es el mismo que en procesos para eliminar gases ácidos (ver Sistemas De Membranas). 1.5. Hydrocarbon Recovery (Recuperación de Hidrocarburos) Cuando el NG se extrae del pozo suele estar saturado de hidrocarburos pesados (propano, butanos y pentanos, principalmente). Este fenómeno es debido al equilibrio químico entre estos y la fase vapor del NG. Su presencia en sí no es perjudicial, ya que aumentan el poder calorífico del combustible. Sin embargo, son un problema por 3 motivos: • Suben el punto de rocío del NG y puede haber problemas por formación de condensados en el transporte por gaseoductos. Por este motivo, los procesos para reducir los niveles de hidrocarburos en el NG se conocen también como procesos de control de punto de rocío. • El poder calorífico del combustible está limitado por razones de diseño de los quemadores a 35.4-42.8 MJ/Nm3, y la presencia de hidrocarburos superiores puede hacer que lo supere. • El fenómeno de condensación retrógrada: este fenómeno consiste en la condensación de los componentes más pesados del NG cuando se produce una caída de presión. Este comportamiento resulta muy anti intuitivo y supone un serio problema para el transporte por gaseoductos, ya que la fracción de vapor puede caer hasta un 0,95, es decir condensar hasta el 5% de líquido. Para que no se produzca este fenómeno, se deben reducir los niveles de hidrocarburos pesados de modo que el punto de rocío del NG quede suficientemente por debajo de las condiciones mínimas que se pueden dar durante el recorrido del gaseoducto. Su separación también puede estar motivada para aprovecharlos como subproducto de venta de muy alto valor (en este caso se conocen como NGL o líquidos de gas natural). Esta separación se consigue mediante la condensación de los hidrocarburos en procesos criogénicos. Son comunes los procesos con refrigerantes como Propano o Etileno, la selección del refrigerante viene dada por la temperatura de refrigeración que se busque. La Figura 17 se muestra el proceso de refrigeración con propano como refrigerante. 38 Figura 17 Sistema de refrigeración con propano (Kidnay et al., 2011). Sin embargo, este proceso lleva asociado altos costes económicos. Aprovechar el efecto Joule-Thomson (J-T), por el cual se puede enfriar un gas si se le expande, se vuelve una opción viable. Se sacrifica la presión del gas natural, haciéndolo expandirse en una válvula J-T para enfriarlo. Se pueden conseguir temperaturas más bajas mediante la expansión en turbinas. Normalmente se combinan turbinas con válvulas de J-T. La pérdida de presión se compensa en un compresor, accionado gracias a que está acoplado a la turbina. A esta combinación se la conoce como Turboexpansor (TE), y supone una forma de recuperación de potencia. Si se diera el caso de que el punto de rocío perseguido fuera demasiado bajo se recurre a combinar la compresión mecánica con refrigeración con TE, ver Figura 18. Figura 18 Proceso de Hydrocarbon Recovey por refrigeración mecánica y TE (Alcheikhhamdon & Hoorfar, 2016). 39 Existen procesos alternativos para el control del punto de rocío como adsorción o absorción con fracciones de petróleo. Sin embargo, son poco frecuentes. 1.6. Nitrogen Rejection (Retirada de Nitrógeno) En ocasiones las especificaciones de producto exigen que no se supere una determinada concentración de nitrógeno en el gas natural. Las razones detrás de esto pueden ser: • Cumplir con las especificaciones de producto. • Evitar el descenso en el poder calorífico debido a que el nitrógeno no es combustible. • Evitar problemas por Rollover. • El nitrógeno hace que el LNG aumente su volumen y reduzca su densidad energética. Cuando se trata de disponer de NG apto para la licuefacción, un proceso de Nitrogen Rejection antes de la licuefacción no es muy común, a menos que sea estrictamente necesario porque los niveles de nitrógeno sean demasiado altos y provoquen daños en el intercambiador de calor. Debido a esto, el nitrógeno normalmente se separa después de la expansión a presión atmosférica del LNG, y evaporación de una pequeña fracción, en la corriente de cabezas del Flash final (End Flash Gas, EFG) (Figura 20), la cual presenta una alta concentración de los compuestos más volátiles, nitrógeno y metano. El uso de esta corriente como combustible de una turbina de gas para proveer de potencia a los compresores del ciclo de refrigeración es una práctica frecuente, en particular en instalaciones remotas (stranded fields), donde no hay fácil acceso a la red eléctrica o a otros combustibles. Alternativamente, puede usarse NG de entrada a proceso para impulsar la turbina, pero se pierden otros compuestos valiosos y se reduce el porcentaje de producto licuado. En este contexto se sabe que un contenido en nitrógeno de más del 40% es perjudicial para el funcionamiento de la turbina. Debido a esto, los procesos más comunes de Nitrogen Rejection quedan fuera del alcance de este trabajo. Solo se mencionan los más utilizados sin entrar en detalles. Dichos procesos son: 1. Mezclar el gas a tratar con una corriente de gas natural fresco para reducir la concentración de nitrógeno 2. Destilación criogénica: su diagrama de flujo se presenta en la Figura 19 40 Figura 19 Proceso de destilación criogénica (Kidnay et al., 2011). En este proceso se alcanzan temperaturas extremadamente frías (-150°C) por lo que el gas de entrada al proceso debe tener cumplir unos niveles de concentración de agua y CO2 (50 ppmv y 0,1 ppmv, respectivamente). Es capaz de reducir los niveles de nitrógeno desde niveles muy altos a concentraciones aceptables por el consumidor. Para más información de su funcionamiento consultar (Kidnay et al., 2011) 3. Pressure Swing Adsorption (PSA): ciclo de lechos de adsorción que separan el nitrógeno selectivamente. 4. Separación por Membranas 5. Procesos de Adsorción convencionales. 1.7. Liquefaction (Licuefacción) Una vez el NG ha pasado por todos los tratamientos anteriormente descritos (aunque no necesariamente en el orden expuesto) y cumple con todas las especificaciones 41 para poder ser licuado, se somete a unos de los procesos de licuefacción descritos en la INTRODUCCIÓN y se obtiene el gas natural licuado listo para su venta. Una vez expuestos los tratamientos más comunes de tratamiento de gas natural y los procesos más habituales para llevarlos a cabo, se puede ver la fuerte dependencia de la presión del gas de entrada a la planta de licuefacción, con variables tan difíciles de controlar como: la presión de trabajo en el pozo, la composición del NG extraído, si el NG está acompañado de petróleo… Kidnay et al, (2011) recoge que el orden más habitual de los procesos de tratamiento de NG es: Inlet Receiving, Inlet Compression, Gas Treating y Dehydration, seguidos del proceso que requiera la planta en función de a qué esté destinada (recuperación de hidrocarburos, NG para licuefacción etc.). La mayoría de pozos producen NG saturado en agua, y en el caso del Associated gas esto es particularmente cierto, por lo tanto, los gases muy húmedos pasan por las separaciones que se engloban en las Wellhead Operations y posteriormente por uno de los procesos de deshidratación expuestos. También es frecuente que el NG de alimentación a la planta sea o bien rico en compuesto de azufre (sour), o bien pobre en dichos compuestos (sweet), en caso de que sea rico en compuesto de azufre un proceso de Gas Treating debe incluirse obligatoriamente. Seguidamente, se suceden los procesos de control de punto de rocío o de retirada de nitrógeno, sin embargo, no todas las plantas los incorporan, especialmente en el caso de plantas destinadas a licuefacción. Dependiendo de la composición que tenga el NG cuando es extraído del pozo, puede requerir unos tratamientos u otros hasta que cumpla las especificaciones de producto requeridas. Desde el punto de vista de este trabajo, significa que la presión del NG al final del tratamiento es función de la presión óptima de cada proceso de tratamiento, dado que el tratamiento final no siempre es el mismo, la presión final tampoco lo es. Es decir, la composición del NG marca los tratamientos y los tratamientos marcan la presión a la que llega a la planta de licuefacción. Dadas las diferencias en la composición del NG de cada yacimiento, la presión de llegada del gas a la planta de licuefacción es variable. En conclusión, la respuesta de las variables de salida ante cambios en la presión de entrada del NG debe ser estudiada para llegar a comprender y optimizar el proceso de licuefacción. 48 3. Simulación en Aspen Plus El caso base, anteriormente descrito, se simuló utilizando el software Aspen Plus para poder estudiar su comportamiento ante cambios en la presión de entrada del NG al HX. En primer lugar, se construye la simulación del caso base de tal manera que los resultados sean lo más coincidentes posibles con los aportados por Venkatarathman (2008) (Tabla 5, Figura 23, Figura 24), quedando así la simulación validada y pudiendo empezar el estudio sobre la presión de entrada del NG (se adjunta como anexo a este trabajo el fichero en Aspen de la simulación). Con este fin se toman los parámetros de operación, de diseño y composiciones proporcionados por el autor. Para estudiar los efectos sobre las diferentes variables del proceso de la Presión de entrada del NG, se descompone el problema en partes dejando como grado de libertad la variable que se estudie en cada caso; es decir, se estudia cada variable por separado. Por lo tanto, se deben utilizar simulaciones con condiciones e hipótesis diferentes debido a la propia naturaleza de estas (en cada estudio se hacen una serie de hipótesis de operación que pueden ser aptas para estudiar el comportamiento de una variable, pero no así para el estudio de otra). El paquete de cálculo de propiedades termodinámicas utilizado en la simulación es el de Peng-Robinson. Así mismo, se han tomado una serie de decisiones para realizar la simulación que afectan a la respuesta ante la presión de la corriente de NG-FEED: • El INTECOOLER y el COOLER tienen la misma temperatura de enfriamiento. • Se ha mantenido la HSTA (8 K) y la MITA (3 K), pero la CSTA se deja libre para estudiar posteriormente su valor. • Las temperaturas T4 y T7 siempre coinciden (debido a que entre T7 y T5 por un lado y por T5 y T4 por otro se establece la MITA, más adelante se estudia el efecto de la presión de alimentación sobre este hecho). • Los flujos molares de NG y de MR se han convertido a Kmol/s. El diagrama del proceso simulado se muestra en la Figura 25. Para llevar a cabo la simulación manteniendo los parámetros de Venkatarathman se utilizó la herramienta de Aspen Design Specs y se aseguró que el valor de la MITA, la HSTA tuvieran el valor correcto y que las demás hipótesis de simulación se cumplieran. Una vez construida la simulación, Aspen calcula todas la corrientes y arroja los resultados que se muestran en la Tabla 7. El siguiente paso consiste en validar la simulación, para ello se comparan los resultados de la Tabla 7 con los proporcionados por Venkatarathman en la Tabla 5. Se observan que las Presiones, Temperaturas, Fracciones de Vapor y Flujos Molares coinciden con los de Venkatarathman, salvo por una o dos décimas de diferencia en algunos casos. Se concluye que la simulación es válida para llevar a cabo el estudio del problema de la presión. En la Figura 26 se muestra la curva de enfriamiento de la corriente NG-FEED, en la que se observa el comportamiento no lineal del NG en el enfriamiento. 49 Figura 25 Proceso de Licuefacción de NG simulado en Aspen Plus. 50 Tabla 7 Tabla de Corrientes de Proceso obtenidas con Aspen Plus (no se especifican las composiciones de las corrientes LNG y EFG). 1 2 2A 2B 3 4 From HX COMP2 COMP1 INTRCLR CNDNSR HX To COMP1 CNDNSR INTRCLR COMP2 HX V-1 Fase Vapor Vapor Vapor Vapor L+V Líquido Temperatura (K) 296,83 358,49 347,76 304,83 304,83 113,00 Presión (bar) 4,00 24,00 9,80 9,80 24,00 24,00 Fracción Molar de Vapor 1,00 1,00 1,00 1,00 0,816 0,00 Flujo Molar (Kmol/s) 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 1,00 5 7 8 LNG NG-FEED EFG From V-1 HX V-2 FLASH FLASH To HX V-2 FLASH HX Fase L+V Líquido L+V Líquido Vapor Vapor Temperatura (K) 109,99 113,00 106,89 106,89 300,00 106,89 Presión (bar) 4,00 40,00 1,00 1,00 40,00 1,00 Fracción Molar de Vapor 0,07 0,00 0,064 0,00 1,00 1,00 Flujo Molar (Kmol/s) 1,00 0,24 0,24 0,2246 0,24 0,0154 Figura 26 Curva de Enfriamiento de la corriente de NG. 100 150 200 250 300 350 -4000 -3500 -3000 -2500 -2000 -1500 -1000 -500 0 Temperature (K) H (kW) Curva de Enfriamiento del NG 51 El autor no proporciona los resultados de las corrientes de entrada y salida del FLASH, la simulación en Aspen arrojó los resultados indicados en la Tabla 9, en la que se detallan los flujos molares, y en la Tabla 10, en la que se muestran las fracciones molares. Como se indicó anteriormente, la corriente de EFG (en este trabajo se prefiere este término frente al término FLASH GAS usado por el autor) está formada casi exclusivamente por Nitrógeno y Metano (componentes más volátiles). La fracción molar de Nitrógeno es de aproximadamente un 0.4 y la de Metano un 0.6. Su alto contenido en Metano hace que sea interesante su uso como gas combustible para unas hipotéticas turbinas que accionarían los compresores del tren de compresión lo que resulta una forma frecuente y adecuada de aprovechar esta corriente residual. Este problema queda fuera del alcance de este trabajo. El estudio de las curvas compuestas de las corrientes del HX da como resultado las curvas que se muestran en la Figura 27. Puede observarse que son iguales a los proporcionadas por el autor (Figura 23); por lo tanto, la simulación queda nuevamente validada. El mismo comentario se puede realizar sobre la diferencia de temperatura a lo largo del intercambiador, la cual se muestra en la Figura 28. Los resultados extraídos muestran que la MITA (diferencia mínima de temperatura) es de 3 K y las diferencias en lado frío (CSTA) y en el lado caliente (HSTA) son de 3 y 8 K, respectivamente. Estos resultados coinciden nuevamente con los proporcionados por el autor. En cuanto al consumo de potencia de los cambiadores y los compresores, la Tabla 8 muestra el elevado gasto que representan estos equipos. La producción de 0.22 Kmol/s (4.07 Kg/s) supone el gasto de aproximadamente 5,5 MW, solo en potencia para accionar los compresores. El elevado gasto que supone esta energía hace que los esfuerzos para reducir dicho consumo sean constantes en el campo de la investigación. En los estudios que se realizan suponiendo variable la Temperatura 7, los casos de 23 y 27 bar dieron errores de simulación no encontrados que no se pudieron corregir. Sus resultados fueron extrapolados. Tabla 8 Duties de los Equipos del Proceso. Equipo Duty (KW) COMP1 2828,92 COMP2 2744,32 INTERCOOLER -2709,06 CONDENSER -6386,66 HX 24543,39 52 Tabla 9 Flujos molares individuales de las corrientes del entorno del Flash. Flujos Molares (Kmol/s) 8 LNG EFG Nitrógeno 0,0096 0,00376 0,00584 Metano 0,21 0,20047 0,009523 Etano 0,0132 0,01319 6,58E-07 Propano 0,00504 0,00504 2,41E-09 Butano 0,0012 0,0012 3,99E-12 i-Butano 0,00072 0,00072 1,30E-11 i-Pentano 0,00024 0,00024 1,24E-14 Total 0,24 0,22463 0,015364 Tabla 10 Composición (Fracción Molar) de las corrientes del entorno del Flash. Fracciones Molares 8 LNG EFG Nitrógeno 0,04 0,0167 0,3801 Metano 0,875 0,8924 0,6198 Etano 0,055 0,0587 4,29E-05 Propano 0,021 0,0224 1,57E-07 Butano 0,005 0,0053 2,60E-10 Iso-Butano 0,003 0,0032 8,47E-10 Iso-Pentano 0,001 0,00106 8,09E-13 Total 1 1 1 53 Figura 27 Perfiles de Temperatura en el HX. Figura 28 Diferencia de Temperaturas entre las Corrientes en el HX. 100 150 200 250 300 05000 10000 15000 20000 25000 Temperatura (K) H (kW) Perfiles de Temperatura en el HX Hot Streams Cold Stream 0 2 4 6 8 10 12 14 16 18 20 05000 10000 15000 20000 25000 Diferencia de Temperatura (K) H (kW) Diferencia de Temperaturas entre las Corrientes del HX 54 Figura 29 Curvas de Variación T-H para las tres corrientes del HX. El comportamiento de las corrientes del HX también es interesante de analizar. En un principio puede parecer que el enfriamiento del NG no debería ser complicado, a la vista de la relativamente pequeña cantidad de entalpía necesaria (3531.45 kW). Si estudiamos las curvas T-H de la corrientes individuales del HX que se muestran en la Figura 29, vemos que gran parte del Duty de este equipo corresponde al enfriamiento y al calentamiento de las corrientes del refrigerante, y que el enfriamiento (desobrecalentamiento, condensación y subenfriamiento) de la corriente de NG solo representa solo un 14,38 % del Duty. Este valor representa un problema que provoca una baja eficiencia energética del proceso. Esto representa la enorme dificultad del problema y por qué es tan costoso a nivel energético y en última instancia, económico. Por lo tanto, cualquier mejora que se consiga en el proceso reducirá el coste de energía, con el correspondiente ahorro económico. Según las estadísticas, la licuefacción y la refrigeración representan el 42 % de los gastos del comercio de LNG (Song et al., 2019). 100 150 200 250 300 05000 10000 15000 20000 25000 Temperatura (K) H (kW ) Curvas T-h de las corrientes del HX Corriente de NG Refrigerante Caliente (24 bar) Refrigerante Frío (4 bar) 55 4. Estudios de Sensibilidad de la Potencia Consumida por los Compresores y la Fracción de Vapor del NG En una planta de NG los compresores de gas y de refrigeración suponen entre un 5060 % del coste instalado (Kidnay et al., 2011), así como el gasto más alto en una planta de procesamiento nueva. También suelen ser los equipos más caros de mantener, y sin lugar a duda el más importante, casi exclusivo, coste energético de la instalación. Los compresores también son de vital importancia para una planta de NG, ya que mueven el gas por la planta y proporcionan refrigeración. Por estos motivos, estudiar cómo se ve afectada la potencia que consumen los compresores por la presión del NG resulta de gran interés. En el caso de la Fracción de vapor del LNG, el interés radica en que la separación Flash, con la que termina el proceso de licuefacción, es clave para controlar el contenido de Nitrógeno en el LNG (ya que es el componente más volátil). Anteriormente se ha explicado por qué el Nitrógeno es tan problemático para el LNG (reduce el poder calorífico, reduce su densidad energética, rollover etc.). Además, también hay interés en controlar el flujo de EFG generado por su alto contenido en metano y correspondiente potencial como gas combustible. Los resultados que da Venkatarathman son los que arroja la optimización de las variables de proceso para unas condiciones de Presión y Temperatura para el NG supuestas por el autor, 40 bar y 300 K. Sin embargo, cualquier cambio en estas variables hace que el proceso de deje de operar en la manera óptima. Es decir, las condiciones que supone el autor hacen que el consumo de los compresores sea mínimo pero un cambio en dichas condiciones hará que deje de serlo. La presión de salida del NG del proceso de tratamiento suele rondar los 20-70 bar (Kidnay et al., 2011), este será el rango de presiones en el que se estudiará el cambio en la potencia de los compresores del tren de refrigeración. En la simulación se mantuvieron inalteradas la composición del refrigerante, las presiones del circuito de refrigeración, así como los parámetros del HX y la composición y temperatura del NG. La temperatura de la corriente 7 (corriente producto de LNG) se mantuvo constante e igual a 113 K, siguiendo los datos proporcionados por Venkatarathman. El mismo criterio de simulación se siguió para el estudio de la fracción de vapor de la corriente 8 (después de la expansión a presión atmosférica del LNG). Los resultados se muestran en la Figura 30 y en la Figura 31. 56 Figura 30 Dependencia de la potencia consumida por los compresores frente a la presión de la corriente de entrada del NG. Figura 31 Variación de la fracción de vapor del LNG con la presión del NG. 2720 2740 2760 2780 2800 2820 2840 2860 2880 2900 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 Potencia Consumida (kW) Presión (bar) Potencia Consumida vs Presión del NG COMP2 COMP1 y = 0,0002x + 0,0554 R² = 0,9999 0,058 0,06 0,062 0,064 0,066 0,068 0,07 0,072 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 Fraccion de Vapor en la corriente 8 Presión (bar) Dependencia de la Fracción de Vapor del LNG en la corriente 8 con la Presión de entrada del NG 57 Analizando la Figura 30 se observa que: • La variación de la potencia del COMP1 y del COMP2 tiene un mínimo a los 40 bar, esto es lógico ya que el proceso se ha optimizado para trabajar a esta presión. • Las gráficas muestran que de 20 a 40 bar la potencia consumida es decreciente con el aumento a la presión de entrada del NG. • A partir de los 40 bar la potencia empieza a ser creciente con el aumento de la presión a la presión de entrada del NG. • La potencia del COMP1 tiene forma escalonada a partir de los 40 bar, esto quiere decir que la potencia es constante en algunos intervalos y que va aumentado escalonadamente con la presión. De todo lo anterior se concluye que cualquier cambio en la presión de entrada se traduce en un aumento de la potencia consumida por los compresores, tanto un aumento como una disminución de la presión. Esto deriva en un aumento del coste económico. La pendiente de la parte decreciente es más acusada que la de la parte creciente, esto significa que en el caso de que el NG entrara al proceso a una presión menor de 40 bar supondría un mayor aumento en el consumo de los compresores, que si entrara a más de 40 bar. La parte inversamente proporcional se puede aproximar a una línea recta con pendiente de -2.4409 kW/bar (R2 = 0.9976), en el caso del COMP1 y de -2.7054 kW/bar (R2 = 0.9976) en el caso del COMP2. Si lo sumamos, resulta en un coste de 5.1463 kW por cada bar que la presión baja de 40 bar. El fragmento creciente del COMP1 tiene una pendiente media (R2 = 0.9819) de 0.5824 kW/bar y el del COMP2 tiene una pendiente media de 0.6436 kW/bar (R2 = 0.9996). Todo junto supone un aumento en la potencia consumida de 1.226 kW por cada bar que la presión se aleje de 40 bar. Teniendo en cuenta la energía que estos compresores consumirían durante el tiempo total de operación de la planta al año, un aumento como el que se estima por cada bar que la presión se desvíe de 40 bar supondría un coste económico muy importante. La Figura 31 muestra una relación lineal creciente entre la presión de alimentación y la fracción de vapor de la corriente 8, por cada bar que varía la presión la fracción de vapor cambia en 0.0002 mol/mol. Las consecuencias de este cambio son un aumento o una disminución en el flujo de LNG y de EFG en el FLASH al final de proceso, en el caso de que se desee ajustar la composición de Nitrógeno en el LNG un cambio en la presión de alimentación puede hacer que el LNG no cumpla con las especificaciones acordadas para su venta y distribución. Además, también puede darse el caso de que la corriente de EFG sea un subproducto aprovechable del proceso y que su flujo sea una variable controlada. 64 Figura 39 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 3. Figura 40 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 3 frente a la Presión de Alimentación. 5500 5520 5540 5560 5580 5600 5620 5640 5660 5680 5700 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Potecnia Consumida (kW) Presión de Alimentación (bar) Comparación De la Potencia Total Consumida con la Mezcla 3 y la Mezcla Original Consumo Total_Mezcla 3 Consumo Total Mezcla Original 0 0,2 0,4 0,6 0,8 1 1,2 1,4 1,6 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Ahorro (%) Presión de Alimentación (bar) Ahorro Mezcla 3 vs Presión de Alimentación 65 Tabla 14 Composición de la Mezcla 4 y Presión a la que el Consumo de los Compresores es mínimo. Mezcla 4 Presión Óptima (bar) 36 Componente Fracción Molar Diferencia respecto a la mezcla original (%) N2 0,105 -9,483 CH4 0,291 2,465 C2H6 0,319 3,909 C3H8 0,14 -0,709 C4H10 0,065 14,035 iC5H12 0,08 -15,789 Figura 41 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 4. 2700 2720 2740 2760 2780 2800 2820 2840 2860 2880 2900 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Potencia Consumida (kW) Presión de Alimentación (bar) Comparación de La Potencia Consumida por cada Compresor Con la Mezcla 4 y la Mezcla Original COMP1_Mezcla 4 COMP2_Mezcla 4 COMP1_Mezcla Original COMP2_Mezcla Original 66 Figura 42 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 4. Figura 43 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 4 frente a la Presión de Alimentación. 5500 5520 5540 5560 5580 5600 5620 5640 5660 5680 5700 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Potecnia Consumida (kW) Presión de Alimentación (bar) Comparación De la Potencia Total Consumida con la Mezcla 4 y la Mezcla Original Consumo Total_Mezcla 4 Consumo Total Mezcla Original 0 0,2 0,4 0,6 0,8 1 1,2 1,4 1,6 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Ahorro (%) Presión de Alimentación (bar) Ahorro Mezcla 4 vs Presión de Alimentación 67 Tabla 15 Composición de la Mezcla 5 y Presión a la que el Consumo de los Compresores es mínimo. Mezcla 5 Presión Óptima (bar) 41 Componente Fracción Molar Diferencia respecto a la mezcla original (%) N2 0,111 -4,310 CH4 0,264 -7,042 C2H6 0,324 5,537 C3H8 0,17 20,567 C4H10 0,061 7,018 iC5H12 0,07 -26,316 Figura 44 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 5. 2680 2700 2720 2740 2760 2780 2800 2820 2840 2860 2880 2900 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Potencia Consumida (kW) Presión de Alimentación (bar) Comparación de La Potencia Consumida por cada Compresor Con la Mezcla 5 y la Mezcla Original COMP1_Mezcla 5 COMP2_Mezcla 5 COMP1_Mezcla Original COMP2_Mezcla Original 68 Figura 45 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 5. Figura 46 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 5 frente a la Presión de Alimentación. 5480 5500 5520 5540 5560 5580 5600 5620 5640 5660 5680 5700 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Potecnia Consumida (kW) Presión de Alimentación (bar) Comparación De la Potencia Total Consumida con la Mezcla 5 y la Mezcla Original Consumo Total_Mezcla 5 Consumo Total Mezcla Original 1,2 1,25 1,3 1,35 1,4 1,45 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Ahorro (%) Presión de Alimentación (bar) Ahorro Mezcla 5 vs Presión de Alimentación 69 Tabla 16 Composición de la Mezcla 6 y Presión a la que el Consumo de los Compresores es mínimo. Mezcla 6 Presión Óptima (bar) 37 Componente Fracción Molar Diferencia respecto a la mezcla original (%) N2 0,107 -7,759 CH4 0,288 1,408 C2H6 0,319 3,909 C3H8 0,14 -0,709 C4H10 0,065 14,035 iC5H12 0,08 -15,789 Figura 47 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 6. 2700 2720 2740 2760 2780 2800 2820 2840 2860 2880 2900 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Potencia Consumida (kW) Presión de Alimentación (bar) Comparación de La Potencia Consumida por cada Compresor Con la Mezcla 6 y la Mezcla Original COMP1_Mezcla 6 COMP2_Mezcla 6 COMP1_Mezcla Original COMP2_Mezcla Original 70 Figura 48 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 6. Figura 49 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 6 frente a la Presión de Alimentación. 5500 5520 5540 5560 5580 5600 5620 5640 5660 5680 5700 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Potecnia Consumida (kW) Presión de Alimentación (bar) Comparación De la Potencia Total Consumida con la Mezcla 6 y la Mezcla Original Consumo Total_Mezcla 6 Consumo Total Mezcla Original 0,8 0,85 0,9 0,95 1 1,05 1,1 1,15 1,2 1,25 1,3 1,35 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Ahorro (%) Presión de Alimentación (bar) Ahorro Mezcla 6 vs Presión de Alimentación 71 Tabla 17 Composición de la Mezcla 7 y Presión a la que el Consumo de los Compresores es mínimo. Mezcla 7 Presión Óptima (bar) 37 Componente Fracción Molar Diferencia respecto a la mezcla original (%) N2 0,107 -7,759 CH4 0,288 1,408 C2H6 0,319 3,909 C3H8 0,14 -0,709 C4H10 0,065 14,035 iC5H12 0,08 -15,789 Figura 50 Comparación de la potencia consumida por los compresores con la mezcla original y la mezcla 7. 2700 2720 2740 2760 2780 2800 2820 2840 2860 2880 2900 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Potencia Consumida (kW) Presión de Alimentación (bar) Comparación de La Potencia Consumida por cada Compresor Con la Mezcla 7 y la Mezcla Original COMP1_Mezcla 7 COMP2_Mezcla 7 COMP1_Mezcla Original COMP2_Mezcla Original 72 Figura 51 Comparación de la potencia total consumida con la mezcla original y la mezcla 7. Figura 52 Ahorro que proporciona usar la Mezcla 7 frente a la Presión de Alimentación. 5500 5520 5540 5560 5580 5600 5620 5640 5660 5680 5700 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Potecnia Consumida (kW) Presión de Alimentación (bar) Comparación De la Potencia Total Consumida con la Mezcla 7 y la Mezcla Original Consumo Total_Mezcla 7 Consumo Total Mezcla Original 0,8 0,85 0,9 0,95 1 1,05 1,1 1,15 1,2 1,25 1,3 1,35 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Ahorro (%) Presión de Alimentación (bar) Ahorro Mezcla 7 vs Presión de Alimentación 73 Todos los refrigerantes tienen su presión óptima de alimentación, a la que el consumo de potencia por parte de los compresores es mínimo. Sin embargo, este punto no tiene por qué coincidir con el punto de máximo ahorro, como se ve en el caso de la Mezcla 1 y la Mezcla 5. El ahorro proporcionado es una buena forma de medir el buen funcionamiento de las mezclas refrigerantes que se proponen. Se debe recalcar que no es lo mismo la presión óptima de alimentación (presión de alimentación a la que el consumo de los compresores es el más bajo posible) que el rango de presiones recomendado (rango de presiones en los que el ahorro de potencia es máximo). Dicho rango se aprecia en las figuras que muestran el ahorro en función de la presión de alimentación, cada mezcla tiene un rango recomendado y puede ser un intervalo en el que ahorro es más o menos constante o un intervalo en el que es creciente. No se ha encontrado ninguna mezcla refrigerante que proporcione un ahorro constante en todo el intervalo estudiado de presiones de alimentación (20-80 bar), pero como muestra la Figura 53, se puede conseguir trabajar a cotas de ahorro altas mediante el uso alterno de las mezclas 3 y 5. Figura 53 Comparación del Ahorro proporcionado por las Mezclas 3,5,6 y 7. 0,7 0,8 0,9 1 1,1 1,2 1,3 1,4 20 22 24 26 28 30 32 34 36 38 40 42 44 46 48 50 52 54 56 58 60 62 64 66 68 70 72 74 76 78 80 Ahorro (%) Presión de Alimentación (bar) Comparación del Ahorro de las Mezclas 3, 4, 5, 6 y 7 Mezcla 3 Mezcla 4 Mezcla 5 Mezcla 6 Mezcla 7 80 6.3. Estudio del funcionamiento del HX Como ya se ha visto, la presión de entrada del NG al proceso afecta de manera importante a las temperaturas del proceso aguas arriba del HX. Esto conlleva cambios en las temperaturas del resto de corrientes que atraviesan el HX y, por tanto, cambios en el perfil de temperaturas en el interior del equipo, así como en la CSTA y en el punto del Intercambiador donde se encuentra el punto de PINCH. En la Figura 59 siguiente se muestra la variación de la CSTA con la presión del NG comparada con la MITA. Figura 59 Variación de la MITA y la CSTA con la Presión del NG La MITA y la CSTA empiezan a coincidir a partir de los 40 bar de Presión. Esto parece indicar que por encima de dicha presión el PINCH del HX se encuentra siempre en el Cold Side (lado por el que entra la corriente fría 5). Así mismo, por debajo de 40 bar el PINCH se encuentra en algún lugar del HX, probablemente alrededor del punto medio. Seguidamente se muestran los perfiles de temperaturas y la variación de la temperatura mínima a lo largo del HX para diferentes presiones de entrada del NG. 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 MITA Y CSTA (k) Presión de Alimentación (bar) Variación de la MITA y la CSTA con la Presión del NG MITA CSTA 81 • Presión de Alimentación = 25 bar Figura 60 Perfil de Temperatura en el Intercambiador a P = 25 bar Figura 61 Diferencia de Temperatura en el Intercambiador a P = 25 bar 100 150 200 250 300 350 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 Temperatura (K) Punto del HX Perfil de Temperatura en el HX a P = 25 bar Hot Streams Cold Stream 0 5 10 15 20 25 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 Diferencia de Temperatura (K) Punto del HX Diferencia de Temperatura en el HX a P = 25 bar 82 • Presión de Alimentación = 35 bar Figura 62 Perfil de Temperatura en el Intercambiador a P = 35 bar Figura 63 Diferencia de Temperatura en el Intercambiador a P = 35 bar 100 150 200 250 300 350 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 Temperatura (K) Punto del HX Perfil de Temperatura en el HX a P = 35 bar Hot Streams Cold Stream 0 5 10 15 20 25 12345678910 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 Diferencia de Temperatura (K) Punto del HX Diferencia de Temperatura en el HX a P = 35 bar 83 • Presión de Alimentación = 40 bar Figura 64 Perfil de Temperatura en el Intercambiador a P = 40 bar Figura 65 Diferencia de Temperatura en el Intercambiador a P = 40 bar 100 150 200 250 300 350 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 Temperatura (K) Punto del HX Perfil de Temperatura en el HX a P = 40 bar Hot Streams Cold Stream 0 2 4 6 8 10 12 14 16 18 20 12345678910 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 Diferencia de Temperatura (K) Punto del HX Diferencia de Temperatura en el HX a P = 40 bar 84 • Presión de Alimentación = 50 bar Figura 66 Perfil de Temperatura en el Intercambiador a P = 50 bar Figura 67 Diferencia de Temperatura en el Intercambiador a P = 50 bar 100 150 200 250 300 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 34 Temperatura (K) Punto del HX Perfil de Temperatura en el HX a P = 50 bar Hot Streams Cold Stream 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 21 22 23 24 25 26 27 28 Diferencia de Temperatura (K) Punto del HX Diferencia de Temperatura en el HX a P = 50 bar 85 • Presión de Alimentación = 80 bar Figura 68 Perfil de Temperatura en el Intercambiador a P = 80 bar Figura 69 Diferencia de Temperatura en el Intercambiador a P = 80 bar 100 150 200 250 300 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 Temperatura (K) Punto del HX Perfil de Temperatura en el HX a P = 80 bar Hot Streams Cold Stream 0 5 10 15 20 25 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 Diferencia de Temperatura (K) Punto del HX Diferencia de Temperatura en el HX a P = 80 bar 86 Las Figuras que corresponden a las Presiones de 25, 35 y 40 bar son suficientes para afirmar que, a menos de 40 bar de presión de entrada, la MITA se encuentra alrededor de la mitad de la longitud del intercambiador de calor, y las Figuras que corresponden a las Presiones de 50, 60 y 80 bar indican que a más de 40 bar se encuentra justamente en el Cold End del intercambiador. Este resultado influye de forma importante a la hora de diseñar el HX del proceso de licuefacción, ya que este diseño resulta muy complicado y la información obtenida ayuda a aliviar su dificultad. 87 7. Efecto de la Presión de Alimentación sobre las Composiciones de las Corrientes de EFG y LNG Se ha comentado anteriormente que el LNG debe cumplir una serie de requisitos de calidad en cuanto a Composición y Poder Calorífico. También se explicó cómo un contenido superior al 1% en moles de N2 puede causar problemas por Rollover y desembocar en accidentes durante el transporte y/o almacenamiento del LNG producto. Tener información sobre cómo afecta la presión de llegada del NG a la planta a las composiciones de las corrientes de salida, que son las corrientes de LNG y de EFG, es muy importante para que la planta sea rentable y pueda vender sus productos para que el LNG pueda continuar con su cadena de valor sin que la presión de alimentación afecte a la calidad del producto final (LNG), en términos de composición. Los intervalos de concentración típicos del LNG comercial se muestran en la Tabla 2, y la presión no debe impedir que el LNG los cumpla, de ahí el interés de esta parte del trabajo. La corriente de EFG también tiene interés como gas combustible para las turbinas que accionan los compresores del tren de compresión para conseguir un ahorro económico y energético extra. Al igual que en el apartado anterior, se divide este análisis en: suposición de que la Temperatura 7 se mantiene constante con la Presión, y suposición de que sucede justamente lo contrario. 7.1. Composición de la Corriente de EFG La corriente de EFG está formada por los componentes más volátiles del LNG, los cuales se evaporan a causa de la expansión producida en la V-2. Mayoritariamente está formada por Metano (C1) y Nitrógeno (N2), con muy pequeñas cantidades del resto de componentes del NG. Como se ha mencionado antes, esta corriente puede servir de gas combustible para unas hipotéticas turbinas de gas que alimenten los compresores del ciclo de refrigeración del proceso. Estas turbinas sufren problemas con gases combustibles que contengan una fracción molar de Nitrógeno superior al 40%. La presión de alimentación del NG puede determinar si esto se cumple o no, de ahí el interés por entender su efecto y que haya sido incluido este apartado en el trabajo. La Figura 70 muestra la variación de las fracciones molares de Nitrógeno y de Metano (los componentes mayoritarios) en el caso de que la temperatura de la corriente 7 se mantenga constante e igual a 113 K para cualquier presión de entrada. 88 Figura 70 Composición de la Corriente de EFG en función de la Presión de Alimentación (T7 cte) La dependencia es lineal e inversamente proporcional para el Nitrógeno y directamente proporcional para el Metano. Las pendientes de las rectas muestran que la presión de alimentación apenas afecta a las fracciones molares de estos compuestos en la corriente de EFG, la variación es de solo 0,0006 mol/mol por cada bar que varíe la presión. En caso de que la temperatura 7 sea constante, la Presión de alimentación no afecta de manera importante a la composición de la corriente de EFG. La Figura 71 muestra la misma variación, pero suponiendo que la temperatura 7 no se mantiene constante. En este caso la variación no es lineal para ninguno de los dos compuestos, y se observa una fuerte dependencia de las fracciones molares con la Presión. • De 20 a 40 bar la dependencia tiene la forma de una función parabólica, directamente proporcional para el Nitrógeno e inversamente proporcional para el Metano. • De 40 bar en adelante la dependencia se acerca ligeramente a la linealidad con muy poca pendiente en sentido descendente, para el Nitrógeno, y ascendente para el Metano. Esto puede deberse a que esa presión la variación de la temperatura 7 es muy pequeña. y = 0,0006x + 0,594 R² = 0,9999 y = -0,0006x + 0,406 R² = 0,9999 0,35 0,355 0,36 0,365 0,37 0,375 0,38 0,385 0,39 0,395 0,4 0,6 0,605 0,61 0,615 0,62 0,625 0,63 0,635 0,64 0,645 0,65 20 25 30 35 40 45 50 55 60 65 70 75 80 Fracción Molar N2 Fracción Molar C1 Presión de Alimentación (bar) Composición de la Corriente de EFG en función de la Presión de Alimentación (T7 cte) Fracción Molar C1 Fracción Molar N2 89 Figura 71 Composición de la Corriente de EFG en función de la Presión de Alimentación (T7 no cte) 7.2. Composición de la Corriente de LNG La corriente de LNG es el objetivo de todo el proceso, y su composición debería ser la máxima prioridad de cualquier planta para poder cumplir con las especificaciones pactadas para que esta fuente de energía pueda continuar con su cadena de valor y ser aprovechada por los consumidores finales. El estudio se realiza igual que para la corriente de EFG, suponiendo primero que la temperatura 7 es constante e igual a 113 K y después suponiendo que es variable. Para este caso solo se muestran las variaciones en las fracciones molares de Nitrógeno, Metano y Etano (C2); por ser los tres componentes mayoritarios del LNG (representan el 95 % del peso molar del NG). La Figura 72, la Figura 73 y la Figura 74 muestran las variaciones de dichas fracciones molares con la presión de alimentación. 0,1 0,15 0,2 0,25 0,3 0,35 0,4 0,6 0,65 0,7 0,75 0,8 0,85 0,9 20 30 40 50 60 70 80 Fracción Molar N2 Fracción Molar C1 Presión de Alimentación (bar) Composición de la Corriente de EFG en función de la Presión de Alimentación (T7 no cte) Fracción Molar C1 Fracción Molar N2 96 97 BIBLIOGRAFÍA Alcheikhhamdon, Y., & Hoorfar, M. (2016). Natural gas quality enhancement: A review of the conventional treatment processes, and the industrial challenges facing emerging technologies. 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