Dimensionamiento de la unidad de pre-enfriamiento en una instalación de licuefacción de gas natural con mezcla refrigerante

UNIVERSIDAD DE VALLADOLID ESCUELA DE INGENIERIAS INDUSTRIALES Grado en Ingeniería Química Dimensionamiento de la unidad de pre-enfriamiento en una instalación de licuefacción de gas natural con mezcla refrigerante Autor: Santamera Lastras, Javier Tutor: Mato Chaín, Fidel A. Departamento de Ingeniería Química y Tecnología del Medio Ambiente Valladolid, julio de 2022. Agradecimientos TFG_02114 - i - 11/07/2022 Agradecimientos En primer lugar, quiero agradecer a mi familia por haber estado a mi lado durante todo este proceso. A mi hermana, que me ha aguantado en los momentos de locura (y han sido tantos…), que me ha apoyado en los momentos de frustración y que me ha animado en los momentos de tristeza. A mis padres, que siempre han estado ahí cuando les he necesitado, con su confianza, comprensión y paciencia. Os quiero. También tengo que agradecer a mi tutor, Fidel, por haberme guiado durante todo el Trabajo de fin de Grado; por su plena disponibilidad, sus sabios consejos y su contagiosa pasión por este campo de aprendizaje. ¡Ojalá hubiera más profesores que disfrutasen de su trabajo enseñando como tú! No puedo olvidarme, tampoco, de personas que he conocido en este período de vida en Valladolid y que han sido fundamentales en estos años. El primer año de carrera con Chema, ¡ha pasado tanto tiempo! Los compañeros de apartamento como Gustavo o Alvarito, que me han facilitado la vida. Grandes compañeros de grado como Raúl. Vecinos, compañeros de estudios y amigos a la vez, como Cora; y especialmente, a un amigo en los malos y en los muy buenos momentos, casi un hermano, David. A todos ellos, gracias. Resumen TFG_02114 - ii - 11/07/2022 Resumen Este trabajo aborda el dimensionamiento de una planta de licuefacción de GNL, con especial interés en la sección de preenfriamiento, para una capacidad de producción anual de 1.000.000 de toneladas. El proceso implementado en la planta es el C3-MR, que emplea refrigerante mixto y un ciclo de preenfriamiento con propano. La instalación propuesta se modela mediante el software de simulación Aspen Plus v12, en el que se estudia la influencia de la temperatura de preenfriamiento sobre el sistema. Para ello, se realizan varios análisis de sensibilidad en el rango de los 235 – 245 K sobre diversas variables con el fin de encontrar unas condiciones óptimas de operación. Tras esto, se dimensiona la sección de preenfriamiento y el resto del sistema para, finalmente, diseñar en profundidad los intercambiadores multi-corriente de placas y aletas del preenfriamiento. Como resultado, se obtiene una sección de preenfriamiento de cuatro etapas que opera en un rango óptimo de 237,25 – 240,75 K con un requerimiento de refrigeración de 33,274 MW. Palabras clave GNL, licuefacción, C3-MR, temperatura, simulación, Aspen, intercambiador multi-corriente de placas y aletas. Abstract TFG_02114 - iii - 11/07/2022 Abstract This work covers the sizing of an LNG liquefaction plant, with special interest in the precooling section, for an annual production capacity of 1.000.000 metric tonnes. The process implemented in the plant is the C3-MR, which uses mixed refrigerant and a propane precooling cycle. The proposed installation is modelled using Aspen Plus v12 simulation software, which is used to study the influence of the pre-cooling temperature on the system's performance and operability. For this purpose, several sensitivity analyses are carried out in the 235 – 245 K range on various variables in order to find optimal operating conditions. After this, the pre-cooling section and the rest of the system are dimensioned in order to, finally, design in detail the multi-stream plate & fin heat exchangers of the pre-cooling. As a result, a four-stage pre-cooling section operating in an optimum range of 237,25 – 240,75 K with a cooling utility requirement of 33,274 MW is obtained. Keywords LNG, liquefaction, C3-MR, temperature, simulation, Aspen, multi-stream plate & fin heat exchanger. Índice del Trabajo TFG_02114 - iv - 11/07/2022 Índice del Trabajo Agradecimientos ................................................................................................................................. i Resumen ............................................................................................................................................ ii Palabras clave ................................................................................................................................... ii Abstract ............................................................................................................................................. iii Keywords .......................................................................................................................................... iii Índice del Trabajo ............................................................................................................................. iv Índice de Figuras ............................................................................................................................. vii Índice de Tablas ................................................................................................................................ xi 1. Objetivos ................................................................................................................................... 1 2. Introducción a la industria gasista ........................................................................................... 2 2.1. Gas natural ............................................................................................................................. 2 2.1.1. Contexto histórico del gas natural ................................................................................. 2 2.1.2. Contexto actual del gas natural ..................................................................................... 3 2.1.3. Fuentes ........................................................................................................................... 7 2.1.4. Composición ................................................................................................................... 8 2.1.5. Clasificación .................................................................................................................. 10 2.1.6. Productos y mercados .................................................................................................. 10 2.2. Gas Natural Licuado (GNL) .................................................................................................. 12 2.2.1. Contexto actual del GNL .............................................................................................. 13 2.2.2. Plantas GNL .................................................................................................................. 16 2.2.3. Tratamientos previos a licuefacción ........................................................................... 18 2.2.4. Ciclos de licuefacción ................................................................................................... 20 2.2.5. Tipos de intercambiadores multi-corriente ................................................................. 26 2.2.6. Fenómeno del Rollover ................................................................................................ 28 3. Bases de diseño ..................................................................................................................... 32 3.1. Selección del proceso .......................................................................................................... 32 3.2. Capacidad de producción .................................................................................................... 32 3.3. Especificaciones de materias primas ................................................................................. 32 3.3.1. Gas natural ................................................................................................................... 32 3.3.2. Oxígeno.......................................................................................................................... 33 3.4. Especificaciones de producto ............................................................................................. 33 3.5. Especificaciones de servicios auxiliares ............................................................................. 34 3.5.1. Propano refrigerante .................................................................................................... 34 3.5.2. Refrigerante mixto ........................................................................................................ 34 Índice del Trabajo TFG_02114 - v - 11/07/2022 3.5.3. Agua de refrigeración (Cooling water) ......................................................................... 35 3.5.4. Vapor de calefacción (Steam)...................................................................................... 35 3.6. Límites de batería del proceso ............................................................................................ 35 3.7. Horas de trabajo ................................................................................................................... 35 3.8. Tiempo de vida ..................................................................................................................... 35 3.9. Sistema de unidades empleado .......................................................................................... 36 4. Descripción del proceso ......................................................................................................... 38 4.1. Diagrama de bloques ........................................................................................................... 38 4.2. Diagrama de flujo (PFD) ....................................................................................................... 38 4.3. Descripción detallada .......................................................................................................... 38 4.3.1. Sección 100. Acondicionamiento del refrigerante mixto ........................................... 38 4.3.2. Sección 200. Ciclo de preenfriamiento con propano ................................................ 40 4.3.3. Sección 300. Licuefacción del gas natural ................................................................. 42 4.3.4. Sección 400. Recuperación de energía de la corriente EFG ..................................... 44 5. Equipos del proceso ............................................................................................................... 46 5.1. Lista de equipos ................................................................................................................... 46 5.2. Hojas de especificaciones ................................................................................................... 46 6. Simulación en Aspen Plus v12 ............................................................................................... 47 6.1. Selección de propiedades ................................................................................................... 47 6.2. Desarrollo de la simulación del proceso ............................................................................ 50 6.2.1. Modelo para el estudio de la temperatura de preenfriamiento ................................ 50 6.2.2. Modelo para el dimensionado de la sección de preenfriamiento con propano ....... 58 6.2.3. Modelo del proceso completo ..................................................................................... 63 6.3. Validación del modelo .......................................................................................................... 64 6.3.1. Validación del modelo “Precooled LNG process with a phase separator” ............... 64 6.3.2. Validación del modelo “Propane precooled phase separator C3-MR process” ....... 65 7. Estrategia de resolución ......................................................................................................... 67 7.1. Procedimiento de resolución ............................................................................................... 67 7.1.1. Influencia de la temperatura de preenfriamiento sobre la licuefacción de GN ....... 67 7.1.2. Estudio del sistema de preenfriamiento con propano ............................................... 70 7.1.3. Estudio del sistema completo ..................................................................................... 72 7.2. Cálculo y análisis de resultados .......................................................................................... 73 7.2.1. Influencia de la temperatura de preenfriamiento sobre la licuefacción de GN ....... 73 7.2.2. Estudio del sistema de preenfriamiento con propano ............................................... 83 7.2.3. Cambio de escala al proceso completo y dimensionado del preenfriamiento ........ 85 7.2.4. Diseño de intercambiadores de preenfriamiento ...................................................... 88 Índice del Trabajo TFG_02114 - vi - 11/07/2022 7.2.5. Cumplimiento de las especificaciones del producto ................................................. 92 8. Consideraciones de seguridad ............................................................................................... 93 8.1. Rollover ................................................................................................................................. 93 8.2. GNL derramado .................................................................................................................... 95 8.3. Incendios y explosiones ....................................................................................................... 95 8.4. Explosiones de nubes de vapor (VCE) ................................................................................. 96 8.5. Efectos criogénicos .............................................................................................................. 96 8.6. Espacios confinados ............................................................................................................ 97 8.7. Peligros químicos ................................................................................................................. 97 8.8. Sistemas de seguridad de la planta ................................................................................... 97 9. Impacto ambiental y emisiones ........................................................................................... 100 9.1. Gas natural ........................................................................................................................ 100 9.2. Gas natural licuado ........................................................................................................... 100 9.3. Emisiones del proceso C3-MR .......................................................................................... 103 10. Conclusiones ........................................................................................................................ 104 11. Nomenclatura ....................................................................................................................... 106 Bibliografía .................................................................................................................................... 108 ANEXOS ......................................................................................................................................... 111 Anexo I. Estadísticas sobre el gas natural y gas natural licuado .............................................. 112 Anexo II. Simulaciones .................................................................................................................. 128 II.I. Modelos simulados............................................................................................................. 128 II. II. Validación de modelos ..................................................................................................... 131 II. III. Validación del cambio de escala .................................................................................... 136 Anexo III. Gráficas de resultados ................................................................................................. 137 Anexo IV. Hojas de seguridad....................................................................................................... 146 Anexo V. Equipos ........................................................................................................................... 174 V. I. Lista de equipos ................................................................................................................ 175 V. II. Hojas de especificaciones ............................................................................................... 177 V. III. Diseño de intercambiadores ........................................................................................... 181 Anexo VI. Tabla de corrientes ....................................................................................................... 196 Anexo VII. Planos ........................................................................................................................... 206 Índice de Figuras TFG_02114 - vii - 11/07/2022 Índice de Figuras Figura 2.1. Distribución de las reservas probadas de gas natural en 2000, 2010 y 2020 Figura 2.2. Reservas probadas de gas natural en 2020 por países Figura 2.3. Producción de gas natural en 2020 por países Figura 2.4. Consumo de gas natural en 2020 por países Figura 2.5. Red de transporte y suministros de gas natural en España Figura 2.6. Compuestos del gas natural y productos obtenidos mediante su procesado Figura 2.7. Distribución de la demanda de gas natural en el mercado español en 2020 Figura 2.8. Situación internacional de los principales movimientos comerciales de gas natural en 2020 Figura 2.9. Exportaciones de GNL por países en el año 2020 Figura 2.10. Importaciones de GNL por países en el año 2020 Figura 2.11. Esquema de las etapas realizadas en las plantas de peakshaving Figura 2.12. Esquema de etapas asociadas a las plantas baseload, incluyendo el transporte y regasificación Figura 2.13. Curvas de refrigeración de los procesos en cascada y de refrigerante mixto Figura 2.14. Diagrama del proceso C3-MR Figura 2.15. Diagrama del proceso ConocoPhillips Optimized Cascade Figura 2.16. Diagrama del proceso AP-X Figura 2.17. Diagrama del proceso Linde MFC Figura 2.18. Diagrama del proceso AP-SMR Figura 2.19. Diagrama del proceso AP-N Figura 2.20. Diagrama del proceso Black & Veatch PRICO Figura 2.21. Diagrama del proceso Shell DMR Figura 2.22. Curvas compuestas de un proceso (T vs H) Figura 2.23. Representación de la población de corrientes para intervalos de entalpía. (a) Red de intercambio para las corrientes de proceso y (b) Relación de puntos de entrada y salida de un intercambiador multi-corriente Figura 2.24. Tipos de intercambiadores multi-corriente. (a) Estructura del intercambiador MSWHE; (b) Estructura del intercambiador MPFHE Figura 2.25. Tanque de GNL sin estratificación (izquierda) y tanque de GNL con estratificación estable (derecha) Figura 2.26. Comportamiento de la temperatura, densidad y ratio de evaporación hasta alcanzar el vuelco o rollover Objetivos TFG_02114 - 1 - 11/07/2022 1. Objetivos El objetivo principal que se persigue en este trabajo es estudiar el efecto que la temperatura de preenfriamiento tiene sobre las variables principales del sistema completo, con vistas a conocer su influencia en el diseño del proceso y poder seleccionar un rango de operación óptimo sobre el que realizar el dimensionamiento más eficaz. Como medio para profundizar en los detalles de este estudio se dimensiona la sección de preenfriamiento con propano de un proceso de licuefacción de gas natural, concretamente el AP-C3MR. Como objetivo secundario, pero ligado a la consecución del objetivo principal, se encuentra desarrollar una simulación completa del proceso C3-MR que permita realizar el estudio propuesto y el dimensionado de la forma más fiel posible a la realidad industrial del sector. Durante el transcurso de este trabajo se desarrollan otros objetivos, como aportar un dimensionamiento del resto de la instalación o concretar aún más la sección de preenfriamiento con el diseño de las unidades de intercambio térmico multi-corriente de las etapas del ciclo de propano. Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 2 - 11/07/2022 2. Introducción a la industria gasista 2.1. Gas natural El gas natural es una mezcla de gases, constituida principalmente por metano junto a una cantidad variable de otros alcanos y sustancias minoritarias tales como dióxido de carbono, nitrógeno, ácido sulfhídrico o helio. Aunque su uso principal es como combustible, también es materia prima de hidrocarburos en la industria petroquímica y fuente de azufre elemental (Kidnay et al., 2011). 2.1.1. Contexto histórico del gas natural El gas natural es un recurso extraído del subsuelo que cuenta con millones de años. Sin embargo, su uso comercial es relativamente moderno. Los primeros indicios históricos de su existencia se deben a fugas y filtraciones de gas natural a través del subsuelo de la corteza terrestre que, en ocasiones, al contacto con rayos o fuentes de ignición daban lugar a incendios. También, se producían llamas. Algunos de estos hechos generaron distintos mitos y supersticiones en culturas como la griega, india o persa (Overview of Natural Gas: History, 2013). Uno de los más destacados fue el caso del monte Parnaso en la Antigua Grecia, donde entorno al año 1.000 a.C. se encontró un “manantial ardiente” en la fisura de una roca que ocasionaba una llama sobre la que se erigió un templo, donde se situó el Oráculo de Delfos. Por otro lado, se cree que los primeros en utilizar el gas natural con fines prácticos fueron los chinos alrededor del 500 a.C. Obtenían el gas de pozos pocos profundos desde donde se filtraba a la superficie y lo transportaban mediante tubos de bambú para obtener sal de agua de mar y salmueras en evaporadores alimentados con gas (Kidnay et al., 2011). Durante muchos siglos no se tiene constancia de usos del gas natural. No fue hasta el siglo XVIII cuando se utilizó gas procedente del carbón en Gran Bretaña y Estados Unidos para alumbrado público. Este gas manufacturado contaba con una menor eficiencia que el extraído del subsuelo, y en 1821 William Hart perforó el primer pozo de gas destinado en exclusiva a la extracción de gas natural. Mediante tuberías de madera transportó el gas para su uso en tiendas y casas locales en Fredonia, Nueva York (Kidnay et al., 2011). En años posteriores se llevaron a cabo diversos programas a nivel local para diversos usos del gas natural, aunque no sería hasta el principio del siglo XX cuando comenzó a desarrollarse una actividad a gran escala. Tras la II Guerra Mundial, donde los avances en ingeniería permitieron construir tuberías apropiadas y seguras para el transporte de gas a Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 3 - 11/07/2022 larga distancia, se produjo el auge del gas natural (Kidnay et al., 2020), en constante incremento de consumo hasta nuestros días. 2.1.2. Contexto actual del gas natural Actualmente, el gas natural sigue una tendencia ascendente en el consumo mundial, desbancando poco a poco a otros combustibles fósiles como el petróleo y, sobre todo, al carbón. Debido al cambio climático y las limitaciones legales por parte de los gobiernos a las emisiones de gases de efecto invernadero, el gas natural se posiciona como la mejor alternativa dentro de los combustibles fósiles. Así, la Tabla 2.1 muestra la cantidad de contaminantes generados por cantidad de energía producida con cada fuente. Tabla 2.1. Cantidad de contaminante producido por MJ de energía conseguido con cada combustible fósil. Adaptada a unidades S.I (Kidnay et al., 2020) Estos beneficios medioambientales, unidos a unas reservas probadas en aumento, posibilitan la amplia utilización del gas natural en diversos sectores. La Figura 2.1 muestra la distribución mundial de las reservas probadas en los años 2000, 2010 y 2020. Además de la distribución, se indica la cantidad total de estas reservas, las cuales se han incrementado. Este hecho se debe a los avances tecnológicos que permiten seguir explotando yacimientos que se consideraban obsoletos. No obstante, las reservas probadas también incluyen yacimientos en desuso cuya explotación ya no resulta rentable, pese a la posibilidad de emplear nuevas tecnologías. La cantidad total de gas natural en las reservas mundiales en el año 2020 era de 188,1 trillones de metros cúbicos (BP p.l.c., 2021). Contaminante Gas Natural (kg/MJ) Petróleo (kg/MJ) Carbón (kg/MJ) Dióxido de carbono 50300,707 70506,974 89423,479 Monóxido de carbono 17,197 14,187 89,423 Óxidos de nitrógeno 39,553 192,604 196,474 Dióxido de azufre 0,258 482,371 1113,924 Partículas 3,009 36,113 1179,702 Formaldehído 0,322 0,095 0,095 Mercurio 0,000 0,003 0,007 Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 4 - 11/07/2022 Figura 2.1. Distribución de las reservas probadas de gas natural en 2000, 2010 y 2020 (BP p.l.c., 2021) Las reservas probadas no se distribuyen de manera uniforme, y unos pocos países acumulan la mayor parte del gas natural. La Figura 2.2 muestra la distribución para los países que representan más de un 3% del total de las reservas probadas del mundo. Entre los 9 países mostrados se encuentran más de tres cuartas partes del gas natural mundial. Figura 2.2. Reservas probadas de gas natural en 2020 por países. Adaptada con los datos estadísticos del Anexo I (BP p.l.c., 2021) Contener unas reservas elevadas no garantiza ser el mayor productor de gas natural. Estados Unidos es un claro ejemplo, puesto que, pese a contar con un 6,7% de las reservas totales, fue el mayor productor de gas natural a nivel mundial con un 23,7% de toda la producción (BP p.l.c., 2021). En la Figura 2.3 se puede apreciar este hecho, donde se representan los mayores productores mundiales de gas natural en 2020. Se han incluido 0 5 10 15 20 25 30 % reservas probadas Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 5 - 11/07/2022 los 10 países que cuentan con una producción superior al 2% del total. Entre todos ellos suman casi tres cuartas partes del gas natural extraído. Figura 2.3. Producción de gas natural en 2020 por países. Adaptada con los datos estadísticos del Anexo I (BP p.l.c., 2021) En cuanto al consumo, la mayor demanda de gas natural también la encabeza Estados Unidos. Sin embargo, esta demanda, en líneas generales, se encuentra menos localizada y más repartida entre distintos países. En la Figura 2.4 se muestra el consumo de gas natural por países. Se han incluido los 9 países que presentan un consumo superior al 2% del total a nivel mundial, lo que representa en torno al 60% global. Figura 2.4. Consumo de gas natural en 2020 por países. Adaptada con los datos estadísticos del Anexo I (BP p.l.c., 2021) 0 5 10 15 20 25 30 % de la producción de GN 0 5 10 15 20 25 30 35 40 45 % del consumo de GN Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 6 - 11/07/2022 A nivel nacional, España satisface sus necesidades gasísticas con importaciones desde diferentes países. Para ello, cuenta con conexiones internacionales por medio de gaseoductos (véase Figura 2.5). A nivel intra-europeo, se establecen conexiones con Portugal y Francia. Con Portugal, el gas se transporta por las interconexiones de Tuy y Badajoz, gestionadas por la conexión única denominada VIP Ibérico. Con Francia, se conecta por las interconexiones de Larrau e Irún, gestionada por la conexión única denominada VIP Pirineos (Enagás, 2021). A nivel internacional no europeo, la conexión se establece con el norte de África. Argelia es la fuente principal de suministro de gas. Para conectarse a la red española, realiza su entrada por dos interconexiones: Tarifa y Almería. La CI Almería recibe suministro directamente de Argelia por el gaseoducto Medgaz que atraviesa el Mediterráneo. La CI Tarifa recibe suministro argelino, previo paso por Marruecos, por el denominado gaseoducto Magreb-Europa (Enagás, 2021). Sin embargo, las tensiones diplomáticas acaecidas en los últimos tiempos entre Argelia y Marruecos, con la consiguiente ruptura en sus relaciones, han provocado el corte de suministro a la Península mediante el gaseoducto Magreb-Europa (Fariza et al., 2021). Figura 2.5. Red de transporte y suministros de gas natural en España (Enagás, 2021) Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 7 - 11/07/2022 El sistema gasístico español puede paliar los efectos de este enfrentamiento, en parte, gracias a las plantas de GNL operativas (véase Figura 2.5) con las que cuenta en la actualidad, que se sitúan en: Barcelona, Huelva, Cartagena, Bilbao, Sagunto y Mugardos (Enagás, 2021). La posibilidad de recibir gas natural licuado por medio de metaneros, unido a la situación geográfica peninsular que favorece el comercio marítimo, permite contar con una alternativa de abastecimiento. No obstante, el uso de este tipo de cargueros implica un aumento en los costes, puesto que existen en el mundo unos 620 barcos de estas características y la creciente demanda de GNL en países asiáticos genera una subida de precios en su contratación (Fariza et al., 2021). 2.1.3. Fuentes El gas natural, así como el petróleo, es un producto de la descomposición de materia vegetal y animal en combinación de alta presión, calor geotérmico y un largo periodo de millones de años. La descomposición de la materia orgánica por acción microbiana resultó en querógeno, que tras millones de años se descompuso en petróleo y gas natural. Estos, permanecieron retenidos formando huecos en la corteza terrestre, quedando en ocasiones asilados y en otras interconectados, aunque con la propia presión y alta temperatura se impulsaron hacia la superficie terrestre para crear los depósitos donde hoy se sitúan estos yacimientos. La porosidad, permeabilidad y forma con que cuentan provoca la existencia de diferentes yacimientos (Kidnay et al., 2020). Comúnmente se distingue entre reservas convencionales y no convencionales. • Convencionales: la forma y el tamaño pueden hacerlos económicamente viables y en ocasiones solo es necesario una simple perforación vertical. Pueden ser de dos tipos: - De gas asociado o disuelto: el gas natural se encuentra en yacimientos asociados al petróleo. - De gas no asociado: el gas natural se encuentra en yacimientos con poco o ningún petróleo. Puede contener altas cantidades de GNL y agua. • No convencionales: existen cuatro categorías que contienen unas reservas significativas: - Gas de baja permeabilidad (tight gas): yacimientos de gas de arenisca de baja permeabilidad que requieren estimulación artificial para ser productivos comercialmente. Los costes de perforación y producción suelen ser elevados al requerir perforaciones direccionales y fracturas hidráulicas. Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 8 - 11/07/2022 - Gas de esquisto (shale gas): la permeabilidad en sus yacimientos es similar a la del tight gas, pero el esquisto es orgánico y los huecos cuentan con gas atrapado y adsorbido. Cuenta con más gas por volumen de espacio vacío, siendo más económico y cuenta con ventajas medioambientales. Sin embargo, requiere grandes volúmenes de agua en la fracturación. - Metano en capas de carbón (CBM – Coal Bed Methane): con alto contenido en gas natural, donde el metano se encuentra adsorbido en los granos de carbón. También se encuentra gas disuelto en agua y libre. La presión en estos yacimientos debe reducirse y se extrae gran cantidad de agua. Los pozos suelen ser poco profundos, reduciéndose los costes de perforación. - Hidratos de gas (gas hydrates): se encuentran en el fondo de los océanos y en las regiones de permafrost (Alaska, Canadá, Siberia…). Su extracción aún no es viable económicamente. - Otras fuentes: como son las de metano en minas de carbón y el gas de vertedero. El volumen de gas natural recuperado es bajo. 2.1.4. Composición Al mostrarse el contexto actual del sector del gas natural se ha podido comprobar la multitud de productores y consumidores diferentes que hay a nivel global. El mercado del gas natural es totalmente internacional y las transacciones entre países varían cada año. Por ejemplo, durante el año 2020 hubo 14 países diferentes que suministraron gas natural a España (Enagás, 2021). La composición de cada tipo de gas no es la misma y su influencia en los procesos debe estudiarse. En ocasiones, se pueden utilizar mezclas de varios tipos de gas en diferentes proporciones dependiendo de la disposición y el suministro. La Tabla 2.2 ilustra sobre las diferentes composiciones de algunos yacimientos. Esta diferencia es elevada en el caso de algunos depósitos que presentan cierta cercanía, como en el caso de Western Colorado, Kansas, Wyoming, Nuevo México y Texas. Además de los componentes principales, mostrados en la Tabla 2.2 y la Tabla 2.3, existen impurezas asociadas que pueden estar presentes en la composición del gas natural. Estos son (Kidnay et al., 2020): • Agua: la mayor parte del gas natural tiene agua en diferentes proporciones, que debe ser eliminada. Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 9 - 11/07/2022 • Especies de azufre: pueden aparecer sulfuro de carbonilo, disulfuro de carbono, azufre elemental, sulfuros orgánicos y mercaptanos. • Mercurio: algunos gases presentan cantidades traza de mercurio, que deben reducirse al máximo para no dañar los equipos de aplicaciones criogénicas. • Materiales radioactivos de origen natural: como el radón, que pueden aparecer bajo distintas condiciones. • Oxígeno: algunos sistemas de captación de gas trabajan por debajo de la presión atmosférica y ante fugas y otros problemas en el sistema pueden añadir oxígeno. Tabla 2.2. Ejemplo de composiciones molares de varios tipos de gas natural, los cuales difieren en sus porcentajes incluso en casos de cercanía (Kidnay et al., 2020) Tabla 2.3. Ejemplo de la calidad de composiciones admitidas, con sus máximos y mínimos, para gaseoductos en América del Norte (Kidnay et al., 2020) Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 10 - 11/07/2022 2.1.5. Clasificación Es común clasificar los distintos tipos de gas natural según su contenido en líquidos y en azufre. • Contenido en líquidos: da lugar a gas natural pobre o rico. Más “rico” será el gas cuanto mayor sea su contenido en líquidos, los cuales incluyen el etano y superiores (C2+), aunque en ocasiones se asocia a propano y superiores (C3+). Suelen indicarse en unidades del S.I. como m3 de líquido por cada 1.000 m3 de gas. Son más rentables de vender como líquidos que incluidos en el gas y se separan para cumplir las especificaciones de valor calorífico y evitar su condensación en gaseoductos (Kidnay et al., 2011). • Contenido en azufre: da lugar a gas natural dulce o ácido. Normalmente está referido a la cantidad de H2S; cuando esta es insignificante se tiene un gas dulce, mientras que cuando la cantidad es elevada se tiene un gas ácido. En general, se asocia el gas dulce a aquel con una cantidad de H2S inferior a 4 ppmv, calidad permitida en gas de calidad para gaseoducto. Valores mayores son problemáticos por tratarse de una sustancia corrosiva (Kidnay et al., 2011). 2.1.6. Productos y mercados El gas natural se emplea principalmente como combustible y materia prima de la industria petroquímica. Para poder realizar estas funciones se debe procesar el gas natural en bruto, pudiendo realizar purificaciones, separaciones o su licuefacción para alcanzar las especificaciones de los distintos productos deseados. Mediante purificación se eliminan materiales que impiden el uso del gas como combustible. Con diversos tipos de separaciones se extraen componentes que presentan un valor más elevado como materias petroquímicas (etano, por ejemplo), como combustibles independientes (propano, por ejemplo) o como gases industriales (helio, por ejemplo). Con los procesos de licuefacción se aumenta la densidad energética del gas para su almacenamiento o transporte (Kidnay et al., 2020). Los productos principales obtenidos del gas natural son: metano, etano, propano, mezclas de etano-propano, isobutano, n-butano, licuados de gas natural, gasolina natural y azufre. La Figura 2.6 muestra un esquema simplificado de los productos conseguidos en el procesado del gas natural. Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 17 - 11/07/2022 En ocasiones, puede haber plantas sin unidades de licuefacción que reciben GNL de camiones, almacenando y regasificando cuando es necesario. Son plantas de servicios aisladas que se denominan instalaciones satélites (satellite facilities). Figura 2.11. Esquema de las etapas realizadas en las plantas de peakshaving (Kidnay et al., 2020) Por su parte, las plantas de carga base o baseload surgieron como medio de abastecimiento de gas procedente de reservas remotas alejadas del consumidor. Aquí entra en juego el concepto de reserva de gas varada, la cual se sitúa en lugares donde no existe un uso económico para el gas natural en su origen y no es factible el transporte vía gaseoducto hasta otros lugares de uso final. Entre las alternativas de transporte a los gaseoductos la más eficiente es el transporte como GNL que, además, presenta ventajas respecto a los propios gaseoductos en distancias largas (Kidnay et al., 2020). No obstante, en la actualidad las plantas baseload no suministran solo gas de reservas varadas, ya que la aparición de nuevas reservas en diversos países genera un excedente que permite exportar el sobrante a zonas sin un suministro adecuado para satisfacer la demanda. Por tanto, y a diferencia de las instalaciones de reducción de pico, este tipo de plantas de licuefacción de carga base se encuentran situadas cerca de la fuente de gas natural y funcionan de forma continua durante todo el año salvo por breves paradas de mantenimiento ocasionales. Su capacidad de licuefacción es muy superior, transportan Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 18 - 11/07/2022 vía marítima el GNL producido y el principal proceso empleado es el de refrigerante mixto preenfriado con propano (Venkatarathnam, 2008). Las instalaciones baseload permiten llevar el gas natural desde el yacimiento hasta el cliente siguiendo el itinerario mostrado en la Figura 2.12. Figura 2.12. Esquema de etapas asociadas a las plantas baseload, incluyendo el transporte y regasificación (Kidnay et al., 2020) Una alternativa a las típicas instalaciones de carga base surge para la explotación de gas varado en alta mar. Este gas se puede encontrar asociado a petróleo o no asociado. Su explotación se realiza con instalaciones de licuefacción flotantes, empleando buques GNL modificados para la explotación offshore, denominadas comúnmente como FLNG (Kidnay et al., 2020). A finales de febrero del año 2021 existían tres unidades FLNG operativas que empleaban distintos procesos de refrigerantes mixtos. A las unidades mencionadas se deben unir algunos buques FLNG disponibles a la espera de nuevos proyectos de explotación y nuevos buques en construcción, aunque el impacto de la COVID-19 ha decelerado las inversiones en nuevos proyectos offshore (International Gas Union, 2021). 2.2.3. Tratamientos previos a licuefacción La licuefacción del gas natural requiere de una alimentación de gas con unas características determinadas. La producción de gas natural licuado alcanza temperaturas de hasta -160ºC, con lo que las impurezas permitidas en el gas de alimentación son mucho menores que las contenidas en gas con calidad de gaseoducto. La Tabla 2.6 muestra una Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 19 - 11/07/2022 comparativa entre los valores típicos de composición del gas de gaseoducto y los valores mínimos necesarios para poder ser utilizados como alimentación en una planta de GNL. Tabla 2.6. Comparativa entre el GN de gaseoducto y el GN de alimentación a una planta GNL (Kidnay et al., 2020) Para poder alcanzar los valores estipulados es necesario realizar varios de los siguientes tratamientos, dependiendo de las composiciones de alimentación (Kidnay et al., 2011): Procesos de tratamientos de gases: - Absorción de disolventes - Absorción física - Adsorción - Fraccionamiento criogénico - Membranas - Eliminadores de sulfuro de hidrógeno no regenerables - Procesos biológicos Procesos de deshidratación de gases: - Absorción - Adsorción - Desecación no regenerable - Membranas - Otros procesos Recuperación de hidrocarburos Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 20 - 11/07/2022 Rechazo de nitrógeno: - Destilación criogénica - Adsorción por cambio de presión - Membranas Recuperación o eliminación de componentes traza: helio, hidrógeno, oxígeno, NORM, arsénico, mercurio, benceno, etileno, etilbenceno, xilenos o metanol. 2.2.4. Ciclos de licuefacción Con los ciclos de licuefacción se produce el GNL para su posterior uso o exportación. La composición de este gas licuado debe encontrarse dentro de un rango, especificado en la Tabla 2.7. Tabla 2.7. Rangos de composición del GNL producido en los ciclos de licuefacción (Kidnay et al., 2020) Como existen multitud de tecnologías patentadas para la producción del gas natural licuado, es posible encontrar diversas variedades de procesos. No obstante, se pueden distinguir tres grandes grupos de ciclos: procesos de licuefacción en cascada, procesos de refrigerante mixto y procesos basados en la expansión (Mokhatab et al., 2014). Los procesos de licuefacción en cascada clásicos se componen de un ciclo cerrado y una serie de refrigerantes en bucles separados. Normalmente utilizan tres refrigerantes, porque si se eleva el número de estos se aumenta en exceso la complejidad del ciclo y la necesidad de equipos adicionales, aunque se mejora la aproximación a la curva de refrigeración (Kidnay et al., 2020). De forma general, los procesos en cascada presentan una mayor eficacia termodinámica, por lo que su mayor complejidad puede justificar su uso. Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 21 - 11/07/2022 Por su parte, los procesos de refrigerante mixto (MR) implican el uso de una mezcla de refrigerantes concreta, normalmente compuesta de nitrógeno e hidrocarburos ligeros, que enfría de forma continuada el gas natural. Esta mezcla se diseña con el fin de adaptar su comportamiento al de la curva de enfriamiento del gas natural durante todo el proceso de licuefacción. Este hecho permite una menor diferencia promediada a lo largo del intercambio de las temperaturas entre corrientes en el seno de los intercambiadores y una reducción de los gradientes de presión que es necesario salvar en el retorno de los refrigerantes a comienzo de ciclo, minimizando por lo tanto la destrucción de exergía y el número de compresores e intercambiadores, lo que optimiza el uso energético y el tamaño de los equipos (Mokhatab et al., 2014). También permite la flexibilidad de adaptación a diferentes composiciones de gas natural y variaciones en las presiones de la planta con la modificación de la composición del refrigerante, a menudo realizada en tiempo real durante la operación o, incluso, de forma predictiva. Sin embargo, la eficacia térmica de estos procesos es inferior a los procesos de cascada, puesto que la composición del refrigerante no puede adaptarse de forma óptima a lo largo de todo el intervalo de temperaturas del proceso. Para analizar la diferencia entre ambos tipos de ciclos, en la Figura 2.13 se muestra el comportamiento de las curvas de refrigeración del gas natural, refrigerante mixto y un proceso en cascada de 3 refrigerantes. En ella se puede apreciar ese acercamiento entre curvas para el refrigerante mixto y la mayor diferencia en los procesos en cascada. Figura 2.13. Curvas de refrigeración de los procesos en cascada y de refrigerante mixto (Kidnay et al., 2020) Los ciclos de expansión de gas emplean turbo-expansores en un ciclo en el que se comprime y expande un fluido, sin cambio de fase, para para producir la refrigeración. Actualmente, estos ciclos han mejorado por las elevadas eficiencias de estos equipos, Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 22 - 11/07/2022 superiores al 85%. El refrigerante es un compuesto ligero y volátil, nitrógeno o metano, que funciona mejor a baja temperatura. La diferencia de temperatura en los intercambiadores es mayor que en los otros ciclos y el control de la temperatura no es tan crítico como en los refrigerantes mixtos (Mokhatab et al., 2014). El ciclo expansor es menos eficiente que los ciclos de cascada y refrigerantes mixtos, con lo que su uso se destina a pequeñas plantas de GNL, pero no se emplea en plantas de carga base. Introducidos los tres grandes grupos, se muestran a continuación los ciclos más asentados en el mercado actual. AP – C3MR y AP – C3MR/Split MR: El proceso de refrigerante mixto con preenfriamiento con propano de Air Products & Chemicals Inc. es el ciclo más utilizado en la licuefacción de gas natural. Tanto el C3-MR, como su variante C3-MR/split MR se pueden definir por el diagrama de la Figura 2.14. Figura 2.14. Diagrama del proceso C3-MR (Gulf Publishing Company, 2012) ConocoPhillips Optimized Cascade: Este proceso de cascada modificado emplea 3 niveles de refrigeración mediante componentes puros: propano, etileno y metano. Es el sistema más común tras el AP – C3MR y la Figura 2.15 muestra su diagrama. Figura 2.15. Diagrama del proceso ConocoPhillips Optimized Cascade (Gulf Publishing Company, 2012) Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 23 - 11/07/2022 AP – X: Proceso híbrido que emplea el sistema AP – C3MR para el preenfriamiento y licuado del gas natural y un ciclo de compresión/expansión de nitrógeno para el subenfriado del GNL. Su diagrama se expone en la Figura 2.16. Figura 2.16. Diagrama del proceso AP – X (Gulf Publishing Company, 2012) Linde MFC: Proceso de cascada compuesto por 3 ciclos de refrigeración independientes. En el ciclo intermedio (licuefacción) y en el más frío (subenfriamiento) se emplean refrigerantes mixtos. En el ciclo más caliente (preenfriamiento) se utiliza propano si la planta se asienta en una zona con clima cálido o refrigerante mixto si la zona presenta un clima moderado o frío. Véase la Figura 2.17, que representa la planta en clima cálido. Figura 2.17. Diagrama del proceso Linde MFC (Gulf Publishing Company, 2012) Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 24 - 11/07/2022 AP – SMR: Sistema de refrigerante mixto que enfría, licua y sub-enfría en tres secciones de un único equipo. Se usa el mismo refrigerante durante todo el proceso, el cual se va enfriando mediante válvulas de expansión Joule – Thompson. Su diagrama se expone en la Figura 2.18. Figura 2.18. Diagrama del proceso AP – SMR (Gulf Publishing Company, 2012) AP – N: Proceso que utiliza un sistema de refrigeración mediante N2 y 2 intercambiadores. Primero se comprime y luego se realiza sobre el mismo eje una compresión – expansión de parte de la corriente, mientras que el resto se expande en una válvula. El sistema cuenta, además, con equipos de eliminación de agua y CO2 y relicuefacción del boil-off gas (BOG), como se aprecia en la Figura 2.19. Figura 2.19. Diagrama del proceso AP – N (Gulf Publishing Company, 2012) Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 25 - 11/07/2022 Black & Veatch PRICO: Proceso de licuefacción mediante un único ciclo de refrigerante mixto. Es sencillo, eficiente y fiable. El ciclo de refrigerante se compone de (1) compresor, (2) condensador parcial, (3) acumulador, (4) intercambiador de calor, (5) válvula de expansión y (6) tambor de aspiración de refrigerante, indicados en la Figura 2.20. Figura 2.20. Diagrama del proceso Black & Veatch PRICO (Gulf Publishing Company, 2012) Shell DMR: Sistema de refrigerante mixto dual. Presenta una configuración similar al proceso AP – C3MR, sustituyendo el propano puro por un ciclo de refrigerante mixto en el preenfriamiento (PMR). Su diagrama se muestra en la Figura 2.21. Figura 2.21. Diagrama del proceso Shell DMR (Touil, 2018) Los ciclos expuestos son los implantados principalmente en la industria actual, como se puede comprobar en el Anexo I. Estadísticas sobre el gas natural y gas natural licuado, en la Tabla A.1.15, Tabla A.1.16, Tabla A.1.17 y Tabla A.1.18. No obstante, existen otras tecnologías recientemente implantadas o proyectadas para los próximos años (véase la Tabla A.1.19), como son: Air Liquide Smartfin, Shell MMLS, Chart Industries IPSMR, Linde LIMUM, Novatek Arctic Cascade o BHGE SMR (International Gas Union, 2021). Introducción a la industria gasista TFG_02114 - 26 - 11/07/2022 2.2.5. Tipos de intercambiadores multi-corriente Los intercambiadores multi-corriente presentan un comportamiento un tanto diferente a los intercambiadores genéricos más utilizados en la industria, como los de carcasa y tubos. Mientras los intercambiadores convencionales sólo emplean dos flujos, los cambiadores multi-corriente pueden realizar en un mismo equipo el intercambio térmico de varias corrientes. Esto se traduce en una reducción de equipos, pudiendo reducir el espacio, el peso o la estructura de soporte necesaria. Desde un punto de vista termodinámico, si se parte de las curvas compuestas, las cuales representan el balance térmico del proceso, se puede analizar la mayor dificultad para diseñar equipos multi-corriente. La Figura 2.22 muestra las curvas compuestas de un proceso, dividido en cinco intervalos por sus características. Figura 2.22. Curvas compuestas de un proceso (T vs H) (Picón-Nuñez et al., 2002) Si se traspasa la información recogida en la Figura 2.22 siguiendo el procedimiento de la tecnología de pinch, según el criterio de población de corrientes se pueden desglosar las curvas compuestas en una representación de intervalos de entalpía como la sugerida por la Figura 2.23, en su apartado (a). Normalmente, la implementación de una red de intercambio como la indicada en la Figura 2.23 (a) requiere de un elevado número de equipos de intercambio. Sin embargo, con el uso de un cambiador multi-corriente se puede realizar el proceso en un único equipo, aunque con un aumento de la complejidad del sistema, como se puede ver en el apartado (b) de la Figura 2.23. Bases de diseño TFG_02114 - 33 - 11/07/2022 Refrigerant Processes” (Venkatarathnam, 2008) para procesos preenfriados de licuefacción de gas natural con separación de fases. La Tabla 3.1 muestra la composición de la alimentación. Tabla 3.1. Composición del gas natural utilizado en la planta de licuefacción. Adaptado de (Venkatarathnam, 2008) La temperatura del gas es de 300 K y la presión de 65 bar. De esta manera, se mantienen los parámetros fijados por el autor (Venkatarathnam, 2008). 3.3.2. Oxígeno El oxígeno necesario en la cámara de combustión de la turbina de gas se suministra directamente del aire ambiente. Las condiciones de inserción al sistema son las marcadas por los límites de batería, es decir, de 300 K y de 1 bar. La composición del aire empleado en el proceso se simplifica a una fracción molar de 0,79 para el nitrógeno y de 0,21 para el oxígeno. 3.4. Especificaciones de producto El GNL producido debe poder ser utilizado en el lugar de destino. Existen dos mercados principales para este producto: Asia y la cuenca atlántica (Norteamérica y Europa). Las especificaciones de composición más rigurosas se deben al mercado en la cuenca atlántica, puesto que el GNL debe poder mezclarse con una red de gas existente y ser compatible con este suministro (Kidnay et al., 2020). En base a esta necesidad, la Tabla 3.2 muestra el rango de composición adecuado para poder exportar el GNL producido. Se pretende que la composición final del producto se encuentre entre los límites fijados. Cuanto más alta sea la composición de metano y más baja la del resto de compuestos, mayor será la calidad del gas. Componente NG (% mol) Nitrógeno 4,0 Metano 87,5 Etano 5,5 Propano 2,1 nButano 0,5 iButano 0,3 iPentano 0,1 Bases de diseño TFG_02114 - 34 - 11/07/2022 Tabla 3.2. Rango de composiciones de GNL producido en la planta de licuefacción y adecuado para su venta. Adaptado de (Kidnay et al., 2020) 3.5. Especificaciones de servicios auxiliares 3.5.1. Propano refrigerante El propano de preenfriamiento utilizado durante el proceso es puro, por lo que su composición queda absolutamente determinada. Al incluirse en un ciclo cerrado, este compuesto se reutiliza una y otra vez experimentando diversas modificaciones en sus condiciones de temperatura o presión. Si se toma como inicio del ciclo la salida del condensador E-201 (véase A1-PFD-101-1 en Anexo VII. Planos), el propano empleado en el proceso parte de unas condiciones de 315 K y 14,48 bar, lo que supone su partida como líquido saturado. 3.5.2. Refrigerante mixto El refrigerante mixto empleado ha sido optimizado para el proceso de licuefacción C3-MR con la composición mostrada en la Tabla 3.3. Tabla 3.3. Composición del refrigerante mixto utilizado en la planta de licuefacción. Adaptado de (Venkatarathnam, 2008) A lo largo del ciclo de refrigerante mixto se varía su temperatura, su presión y se separa mediante un flash para volver a mezclarse. En cualquier caso, se pueden distinguir dos zonas de refrigerante mixto: de alta presión (48,6 bar) y de baja presión (3 bar). Componente GNL rango (% mol) Nitrógeno 0,00 - 3,91 Metano 84,18 - 99,80 Etano 0,06 - 13,64 Propano 0,00 - 3,82 nButano 0,00 - 1,70 iButano 0,00 - 0,89 iPentano 0,00 - 0,10 Componente MR (% mol) Nitrógeno 7,0 Metano 41,8 Etano 29,9 Propano 21,3 Bases de diseño TFG_02114 - 35 - 11/07/2022 3.5.3. Agua de refrigeración (Cooling water) El servicio principal de enfriamiento utilizado en la planta es CW. Se ha diseñado para que en todos los intercambiadores que lo utilizan haya al menos una diferencia mínima de temperaturas de 5 K. Las condiciones de entrada del CW empleado son de 293 K (20ºC) y 1 bar y de salida de 298 K (25ºC) y 1 bar. 3.5.4. Vapor de calefacción (Steam) El servicio principal de calefacción es LPS (low pressure steam) o vapor de baja presión. Para los equipos utilizados es suficiente con el uso de este vapor puesto que las temperaturas del proceso son muy bajas. Las condiciones de este servicio son de 398 K (125ºC) y 2,3 bar. 3.6. Límites de batería del proceso Las condiciones en los límites de batería del proceso se seleccionan en 300 K y 1 bar. Estos valores se utilizan como simplificación de las condiciones ambiente. En algunos casos, ya sea consecuencia del suministro, como en el abastecimiento de gas natural (65 bar) o porque no se detalle el proceso de tratamiento posterior, como en la salida de los gases de combustión de la turbina de gas (784 K y 1,2 bar) los valores en los límites de batería pueden variar. Se han excluido del proceso simulado, y por tanto están fuera de los límites de batería, aquellos tratamientos posteriores al ciclo de licuefacción C3-MR y a la salida de los gases de combustión de la turbina de gas. 3.7. Horas de trabajo El año operacional impuesto cuenta con 8040 h·año-1, lo que se traduce en 335 días de trabajo continuo durante las 24 horas. Los 30 días restantes, en los que no hay producción, se dedican a labores de mantenimiento, reparación y sustitución de equipos, así como a arrancar de nuevo la planta y alcanzar el estado estacionario tras la parada. 3.8. Tiempo de vida El tiempo de vida estimado para una planta de licuefacción de estas características se fija en 25 años. Bases de diseño TFG_02114 - 36 - 11/07/2022 3.9. Sistema de unidades empleado Tabla 3.4. Sistema de unidades* utilizado para las principales magnitudes del proceso *Nota: En ocasiones se usan unidades derivadas mediante los prefijos de la Tabla 3.5. Tabla 3.5. Sistema de prefijos y sus órdenes de magnitud Magnitud Unidades Abreviaturas Longitud metros m Tiempo segundos, minutos, horas, días, años s, min, h, d, a Masa kilogramo, tonelada kg, t Cantidad de materia mol mol Temperatura grados Celsius, Kelvin ºC, K Presión bar bar Energía julios J Potencia vatios W Flujo entálpico vatios W Volumen metros cúbicos (billones y trillones) m3, bcm, tcm Flujo másico kilogramo por hora, millones de tonelada por año kg/h, MTPA Flujo molar mol por segundo mol/s Flujo volumétrico metros cúbicos por hora o por minuto m3/h, m3/min Fracción másica kilogramo/kilogramo, %, partes por millón kg/kg, mt%, ppm Fracción molar mol/mol, % mol/mol, nt% Concentración gramos por metro cúbico, partes por millón en volumen g/m3, ppmv Densidad kilogramos por metro cúbico kg/m3 Masa molar gramos por mol g/mol Viscosidad pascales por segundo Pa·s Calor específico kilojulios por kilogramo y Kelvin kJ/(kg·K) Conductividad térmica vatio por metro y Kelvin W/(m·K) Superficie metro cuadrado m2 Resistencia al ensuciamiento metro cuadrado-Kelvin por vatio m2·K/W Prefijo Símbolo Orden de magnitud gigaG 109 megaM 106 kilok 103 hectoh 102 decada 101 -Unidad base 100 decid 10-1 centic 10-2 milim 10-3 microµ 10-6 nanon 10-9 Bases de diseño TFG_02114 - 37 - 11/07/2022 En el sistema internacional es común utilizar distintas unidades para expresar la cantidad de gas natural o de gas natural licuado. Por ejemplo, no es lo mismo los m3 de gas natural que los m3 GNL de gas natural. A continuación, se representa la tabla de equivalencias principales utilizadas en Europa. Tabla 3.6. Equivalencias y abreviaturas para distintas unidades de gas natural (Mibgas, 2021) Descripción del proceso TFG_02114 - 38 - 11/07/2022 4. Descripción del proceso 4.1. Diagrama de bloques El diagrama de bloques del proceso de licuefacción C3-MR consistente en un ciclo de refrigerante mixto preenfriado con propano y con separador de fases se incluye en el Anexo VII. Planos, nombrado como “A3-BD-101-1”. 4.2. Diagrama de flujo (PFD) El diagrama de flujo del proceso de licuefacción C3-MR se incluye en el Anexo VII. Planos, nombrado como “A1-PFD-101-1”. 4.3. Descripción detallada Para la correcta comprensión del proceso se recomienda analizar el diagrama de bloques A3-BD-101-1, situado en el Anexo VII. Planos. Este diagrama otorga una visión general del proceso y permite comprender mejor las secciones en las que se divide el sistema. Por otro lado, es de utilidad tener presente el diagrama de flujo A1-PFD-101-1, localizado en el Anexo VII. Planos, puesto que aporta el grado de detalle en que se analiza cada sección del proceso. Todas estas corrientes se encuentran numeradas y las especificaciones de cada una se pueden consultar en el Anexo VI. Tabla de corrientes. Algunas corrientes se nombran durante la descripción siguiendo la numeración de este plano A1-PFD-101-1. 4.3.1. Sección 100. Acondicionamiento del refrigerante mixto El refrigerante mixto empleado en el proceso de licuefacción de gas natural, y cuya composición se especifica en la Tabla 3.3 del Capítulo 3.5. Especificaciones de servicios auxiliares, sigue un ciclo cerrado que aprovecha todo el fluido y lo reacondiciona para ser utilizado nuevamente. Tomando como inicio del ciclo la “corriente 01”, situada a la entrada del tren de compresión, se puede seguir el ciclo completo del refrigerante y su comportamiento en el sistema. La cantidad de refrigerante utilizado, que permite la producción de GNL deseada, es de 2,183 MTPA (2787,60 mol·s-1). Este se encuentra a 234,3 K y 3 bar (“corriente 01”) y debe ser comprimido hasta 48,6 bar para obtener el refrigerante mixto de alta presión. En consecuencia, se conduce la corriente a un tren de compresión de tres etapas (compuesto por: C-101, C-102 y C-103), en el que cada compresor opera con un ratio de compresión Descripción del proceso TFG_02114 - 39 - 11/07/2022 de 2,53. Así, se eleva la presión de forma escalonada (7,6 – 19,2 – 48,6 bar), con un potencia invertida de 6,24 MW, 7,48 MW y 7,52 MW, respectivamente. Entre cada etapa de compresión se introduce un intercambiador y un knockout drum para reducir la temperatura y evitar la inserción, si se formasen, de gotas de líquido en los compresores. Tanto E-102, como E-103 son intercambiadores de proceso que reducen la temperatura entre etapas hasta los 305 K. El refrigerador E-101, por el contrario, no es necesario en las condiciones de operación actuales puesto que la temperatura de salida de C-101 es inferior a 305 K (“corriente 02” a 286,9 K), pero debe incluirse como equipo de seguridad o por si se alterasen las condiciones de trabajo. El flujo térmico intercambiado en E-102 es de -6,33 MW y en E-103 de -11,74 MW. El signo negativo del flujo alude a la retirada del calor, es decir, se trata de procesos de refrigeración. Ambos equipos usan como utility CW. La “corriente 09” de salida del tren de compresión se encuentra acondicionada (305 K y 48,6 bar) para acceder a la Sección 200. Ciclo de preenfriamiento con propano. Aquí, el refrigerante mixto se enfría hasta los 239 K, manteniendo su presión, y se introduce en el depósito flash V-104 que separa la fase líquida y la fase vapor en equilibrio. Ambas se conducen hasta la cold-box de la Sección 300. Licuefacción de gas natural. La fase líquida se bombea desde P-101 A/B, que solo aporta al fluido la energía necesaria para vencer la resistencia del camino con el fin de introducirse en las condiciones de equilibrio. Durante la licuefacción, el refrigerante mixto interviene en diversos procesos, los cuales se detallan en la Sección 300. Licuefacción de gas natural. A la salida de esta, la corriente de refrigerante mixto de baja presión (“corriente 24”) se encuentra a 231,1 K y 3 bar. Se lleva hasta el ebullidor E-104 que sobrecalienta ligeramente el refrigerante hasta los 234,3 K para evitar cualquier formación de líquido que afecte en los compresores. En cualquier caso, el knockout drum V-101 garantiza la eliminación de líquido si se produjese. El depósito V-105, que se incluye antes de comenzar el ciclo, contiene alimentación fresca de refrigerante mixto. Un controlador de flujo mide si durante el proceso se ha perdido refrigerante en los depósitos de eliminación de líquidos para inyectar cantidad adicional al sistema. También puede retirar o introducir refrigerante en el proceso en caso de modificarse las condiciones de operación de la planta. En este punto, el refrigerante se encuentra en sus valores iniciales, preparado para afrontar una nueva iteración dentro el ciclo. Descripción del proceso TFG_02114 - 40 - 11/07/2022 4.3.2. Sección 200. Ciclo de preenfriamiento con propano En esta sección intervienen: el refrigerante mixto de alta presión que se adecúa en la Sección 100. Acondicionamiento del refrigerante mixto para refrigerarse en el preenfriamiento, el propano puro que actúa como elemento de preenfriamiento del ciclo y el gas natural de alimentación. El objetivo del ciclo de preenfriamiento es reducir la temperatura de las corrientes involucradas en la licuefacción (MR y GN) hasta un valor de 239 K. El gas natural, GN, se alimenta al proceso (“corriente 59”) desde los límites de batería (L.B.1) a 300 K y 65 bar. El flujo de gas a tratar es de 1,087 MTPA (2054,62 mol·s-1). Las especificaciones de la corriente se describen en la Tabla 3.1 del Capítulo 3.3. Especificaciones de materias primas y también pueden consultarse en el Anexo VI. Tabla de corrientes. Las condiciones de entrada del refrigerante mixto son las expuestas anteriormente para la “corriente 09” en la Sección 100. Acondicionamiento de refrigerante mixto. El propano es puro y se emplea una cantidad de 5,099 MTPA (3994,79 mol·s-1) para preenfriar el gas natural y el refrigerante mixto. El ciclo de preenfriamiento con propano cuenta con cuatro etapas de intercambio. Normalmente, el proceso C3-MR cuenta con tres o cuatro etapas de evaporación a distintos niveles de presión. Esta relación va estrechamente unida con la temperatura del agua o aire utilizado en la refrigeración. En este caso se seleccionan las cuatro etapas por ser más ventajosas en climas cálidos, mientras que las tres etapas son propias de climas fríos (Venkatarathnam, 2008). Como la temperatura ambiente se supone de 300 K, el proceso se adapta mucho mejor a un clima cálido. Por ello, se han implementado los cuatro sistemas de intercambio HX-201, HX-202, HX-203 y HX-204. A lo largo de estos equipos, la refrigeración escalonada del gas natural reduce la temperatura con la siguiente relación: 300 – 287,3 – 272,7 – 256,3 – 239 K (“corriente 59” a “corriente 63”). Los valores de temperatura a la salida de HX-201 a HX-204 son los mismos para el refrigerante mixto por el diseño de los equipos, aunque la entrada de este se produce a 305 K (“corriente 09”). Las presiones no varían para ninguno de los dos compuestos. Descripción del proceso TFG_02114 - 41 - 11/07/2022 Como se detalla en el Capítulo 5. Equipos del proceso, los sistemas de intercambio preenfriados con propano (HX-201 a HX-204) se componen cada uno de ellos de cinco intercambiadores multi-corriente de placas y aletas (plate & fin HX) dispuestos en paralelo. Para actuar como refrigerante en cada intercambiador de calor, el propano sigue un ciclo cerrado de reacondicionamiento que le permite utilizarse de forma reiterada. Comenzando en la “corriente 26”, situada a la salida del condensador de propano E-201, el propano se encuentra como líquido saturado a 315 K y 14,5 bar. Para ello, E-201 destina -59,39 MW. Mediante una válvula de expansión (VV-201) el propano reduce su temperatura y presión a unos valores de 284,3 K y 6,6 bar. En este paso se forma además una fracción de vapor de 0,25. Este fluido aprovecha su estado de saturación para refrigerar las corrientes de MR y GN al valor establecido en HX-201, del que sale a la misma temperatura y presión, pero con una fracción de vapor superior de 0,38 (“corriente 28”). Entonces, se introduce en un depósito flash (V-201) en el que se separa el vapor del líquido en equilibrio. La fase líquida se conduce hasta la siguiente válvula de expansión (VV-202) que reduce la presión y, por consiguiente, refrigera el propano (269,7 K, 4,3 bar y una fracción de 0,1). Se introduce en el siguiente intercambiador HX-202 y se repite el proceso. Tras el preenfriamiento en HX-202 y HX-203 se realizan los mismos procesos de separación flash (V-202 y V-203) y expansión (VV-203 y VV-204) del propano. Debe apreciarse que tras cada separación sólo se emplea la fase líquida en el siguiente intercambiador, por lo que los flujos de propano en los sucesivos intercambios son cada vez menores. La diferencia mínima de temperatura (MITA o ∆Tmin) en los cuatro intercambiadores es de 3 K y se ha diseñado el sistema de variación de presión y temperatura del ciclo de propano para que en todos ellos el flujo de calor intercambiado sea el mismo. Como resultado, en HX-201, HX-202, HX-203 y HX-204 se tiene un duty total de -8,32 MW. Finalmente, a la salida de HX-204 el propano se encuentra a 236 K y 1,2 bar. Tras cumplir con su función de preenfriamiento se reconduce el propano para ser reutilizado. El reacondicionamiento comienza en la “corriente 40”, conducida al ebullidor E-202 que evapora el propano a 241 K para su inserción en el tren de compresión de cuatro etapas (C-201 a C-204). El flujo térmico proporcionado es de 11,10 MW y se realiza con LPS como utility. Previo a C-201 hay un knockout drum (V-204). Descripción del proceso TFG_02114 - 42 - 11/07/2022 El proceso entre los compresores sucesivos es análogo para todos los sistemas intermedios, por lo que sólo se desarrolla en profundidad el que se da entre las etapas de C-201 y C-202. La compresión en C-201 se realiza hasta el valor de presión que se tiene en el último depósito flash, es decir, V-203. En este caso, la compresión es hasta los 2,5 bar, puesto que la fase vapor extraída del depósito (“corriente 56”) se mezcla con el propano que sale del compresor C-201 (“corriente 43”) en la válvula mezcladora VM-201. Las dos corrientes mezcladas se llevan al siguiente compresor, pero antes se someten a un sistema de intercambio de calor (E-203) y depósito de knockout (V-205) para evitar que se eleve en exceso la temperatura y que se introduzca líquido en el compresor C-202. Realmente, en las condiciones de operación no es necesaria refrigeración, pero se mantienen los equipos como medida de seguridad y control. Se repite el proceso de compresión, mezcla y adecuación antes de cada compresor y se va recuperando en una única corriente todo el propano. Las presiones de compresión escalonadas son 2,5 – 4,3 – 6,6 – 14,5 bar. Los ratios de compresión en el tren son de 1,98 – 1,74 – 1,55 – 2,19, respectivamente. La potencia invertida en cada compresor desde C-201 hasta C-204 es de 1,80 MW, 2,42 MW, 2,78 MW y 8,01 MW. La “corriente 55” que sale de la última compresión se encuentra a 330,3 K y 14,5 bar y se lleva al condensador E-201 donde comienza el ciclo. El depósito V-208 contiene propano fresco por si el flujo disminuye durante el proceso o se alteran las condiciones de trabajo y se requiere introducir o retirar propano del sistema. 4.3.3. Sección 300. Licuefacción del gas natural Esta sección comprende el proceso de licuefacción desde la entrada del refrigerante mixto (“corriente 14” y “corriente 20”) y gas natural (“corriente 63”) procedentes del preenfriamiento al intercambiador multi-corriente HX-301, hasta la salida del gas natural licuado (“corriente 68”) en el límite de batería (L.B.3). Los intercambiadores HX-301 y HX-302 conforman la denominada cold-box de licuefacción. El primero de ellos es mucho mayor que el segundo, puesto que realiza un mayor trabajo térmico y licúa todos los flujos entrantes utilizando refrigerante mixto de baja presión. A la salida de HX-301, el gas natural (“corriente 64”) se encuentra a unos 143,7 K, al igual que las dos corrientes de refrigerante mixto refrigeradas (“corriente 15” y “corriente 21”). El duty empleado en HX-301 es de -42,24 MW. Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 49 - 11/07/2022 Por otro lado, es común que diferentes autores, entre ellos (Venkatarathnam, 2008), cuyos resultados se han empleado para validar las simulaciones base de este trabajo, utilicen en el modelado del comportamiento de fase de los sistemas de gas natural licuado las ecuaciones de estado de RK-Soave o Peng-Robinson, sin incluir las variantes de BostonMathias (Mokhatab et al., 2014). También, en el mundo académico y en la industria del gas y petróleo los principales modelos empleados son las ecuaciones cúbicas de estado de Peng-Robinson y Redlich-Kwong con modificaciones de Soave (RK-SOAVE) (Nguyen & Elmegaard, 2016). En Aspen Plus, estos dos modelos se caracterizan por: Peng-Robinson: El método de propiedades PENG-ROB usa la ecuación de estado cúbica estándar de PengRobinson para todas las propiedades termodinámicas, excepto el volumen molar líquido. Este se calcula para pseudo-componentes con el método API y para componentes reales con el modelo Rackett. PENG-ROB incorpora parámetros binarios (PRKBV) utilizados en el sistema de propiedades físicas de Aspen. Con estos parámetros se obtienen resultados precisos en los cálculos de equilibrios vapor-líquido y líquido-líquido. Su uso está destinado a mezclas no polares en sistemas con hidrocarburos o gases ligeros (AspenTech, 2021). RK-Soave: Este método de propiedades utiliza la ecuación de estado cúbica de Redlich-Kwong-Soave (RKS) para todas las propiedades termodinámicas, a excepción del volumen molar líquido. Este último lo calcula para pseudo-componentes con el método API y para componentes reales con el modelo general. El método RK-SOAVE cuenta con parámetros binarios incorporados (RKSKBV) que se usan en el sistema de propiedades físicas de Aspen. Estos parámetros permiten la obtención de resultados precisos en los cálculos de los equilibrios vapor-líquido y líquido-líquido. Su uso está destinado a mezclas no polares o ligeramente polares en sistemas con hidrocarburos o gases ligeros (AspenTech, 2021). Aunque algunas fuentes bibliográficas consultadas simulan el proceso C3-MR usando Peng-Robinson (Primabudi et al., 2019) (M. Wang et al., 2013) (Hajji et al., 2019), la comparativa de la simulación realizada con los resultados aportados por el autor de referencia (Venkatarathnam, 2008) deja patente un mejor ajuste con el paquete de ecuaciones de RK-Soave, por lo que finalmente ha sido el método seleccionado. Con el entorno de propiedades especificado, se procede al diseño del diagrama de flujo y la especificación de los equipos en el entorno de simulación. Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 50 - 11/07/2022 6.2. Desarrollo de la simulación del proceso Debido al proceso de estudio de la temperatura de preenfriamiento y ligado al diseño del sistema de preenfriamiento con propano, cuyo procedimiento es detallado a lo largo del Capítulo 7. Estrategia de resolución, se hacen necesarias varias simulaciones en Aspen Plus para alcanzar los objetivos fijados. Por este motivo, se detallan a continuación las diferentes simulaciones, ordenadas cronológicamente según la estrategia de resolución fijada en el Capítulo 7. Estrategia de resolución, para una correcta comprensión del curso seguido en el trabajo. En cualquier caso, el método RK-Soave seleccionado, así como los componentes y los demás parámetros definidos en el entorno de propiedades son comunes para cualquier simulación que se realice, por lo que no será necesaria modificación alguna sobre el entorno de propiedades fijado. 6.2.1. Modelo para el estudio de la temperatura de preenfriamiento El objetivo de esta simulación es poder estudiar el efecto producido por la temperatura de precooling sobre el sistema de licuefacción. Para su consecución, se parte del proceso “Precooled LNG process with a phase separator” (Venkatarathnam, 2008) y se modela en Aspen Plus manteniendo los principales parámetros sugeridos por el autor. La numeración utilizada en la simulación del proceso para nombrar las corrientes se corresponde con la seguida por el autor (Venkatarathnam, 2008), véase la Figura A.2.4, con el fin de simplificar la comparativa de resultados entre ambos procesos. El proceso completo simulado se encuentra en la Figura A.2.1 del Anexo II. Simulaciones. Tren de compresión Figura 6.3. Esquema del tren de compresión (Venkatarathnam, 2008) Se comienza insertando la “corriente 1” de refrigerante mixto, que se introduce al tren de compresión, como se puede visualizar en la Figura A.2.1. Este tren consiste en tres compresores con etapas intermedias de refrigeración, como muestra la Figura 6.3, que evitan un aumento excesivo de la temperatura. Para fijar el ratio de compresión en cada compresor, se emplea la Ecuación 6.1. Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 51 - 11/07/2022 𝑟𝑎𝑡𝑖𝑜 =(𝑃3 𝑃1)1/𝑛 𝐸𝑐.6.1 Donde P3 es la presión a la salida del último compresor, correspondiente a la “corriente 3” en bar; P1 es la presión a la entrada del primer compresor, correspondiente a la “corriente 1” en bar y n es el número de compresores presente en el tren (adim). Introduciendo los valores conocidos de presión de entrada (3 bar), de salida (48,6 bar) y el número de etapas (3 compresores) en la Ecuación 6.1 se obtiene el ratio de compresión. 𝑟𝑎𝑡𝑖𝑜 =(48,6 3)1/3 =𝟐,𝟓𝟑 En Aspen, véase la Figura 6.4, se introduce en los dos primeros compresores isentrópicos (C-01 y C-02) este ratio de 2,53. En el último, C-03, se fija una presión de salida de 48,6 bar, que es la requerida para el refrigerante mixto en la etapa de preenfriamiento con propano. La eficiencia isentrópica que se aplica en los compresores es de 0,8 para todos ellos de cara a la validación del modelo, ya que es el valor tomado por el autor (Venkatarathnam, 2008). Sin embargo, para la simulación posterior en el estudio de la temperatura de precooling, una vez validado el modelo, se amplía la eficiencia isentrópica a 0,85 por ser un valor común en la industria actual para grandes compresores. Por su parte, los aftercoolers intermedios se caracterizan por la temperatura de refrigeración y la caída de presión en ellos. Se detallan valores de 305 K de temperatura a la salida del intercambiador y una caída de presión de 0 bar. En el caso del primer equipo de refrigeración (E-01), se comprueba que su uso no es necesario para las condiciones de partida, puesto que la temperatura de la corriente de salida del primer compresor no excede la cifra de 305 K. Con el fin de cuantificar la suma de potencia (kW) requerida en el tren de compresión, se extraen las corrientes de trabajo (W1, W2 y W3) y se llevan a un bloque mezclador de trabajo (WMIX-MR), del que se obtiene la cantidad total de energía de compresión para el refrigerante mixto (W-MR). Estas corrientes se detallan en la Figura 6.4, sección correspondiente al modelo simulado en la Figura A.2.1. Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 52 - 11/07/2022 Figura 6.4. Detalle de la sección de compresión de refrigerante mixto en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021) Precooler Acto seguido, la “corriente 3” de salida del tren de compresión se conduce al precooler. El refrigerante mixto (“corriente 3”) y el gas natural (“corriente 14”) se preenfrían con propano (“corriente A”) hasta una temperatura de 240 K. En Aspen, se emplea un bloque multi-stream heat exchanger (Figura 6.5) que permite insertar varias corrientes calientes y frías para el intercambio. Está indicado para modelar enfriamientos de GNL o cold-boxes (AspenTech, 2021). Figura 6.5. Precooler HX-1 de una etapa teórica en el sistema de licuefacción en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021) Para el correcto funcionamiento del equipo HX-1, se deben especificar cuáles son las corrientes calientes de entrada (flujo en 3 y flujo en 14) y sus respectivas corrientes de salida (flujo en 4 y flujo en 15), así como sus corrientes frías de entrada (flujo en A) y su respectiva corriente de salida (flujo en B). A continuación, se especifican parámetros de diseño que permiten la operación del equipo. En este caso, se fijan las temperaturas deseadas en las corrientes de salida de refrigerante mixto y gas natural con un valor de 240 K. Para poder visualizar el incremento mínimo de temperaturas (MITA) en el equipo, así como otros parámetros de interés, se accede a la pestaña “Zone Analysis” dentro de la interfaz del equipo y se amplía el número de zonas a un valor superior a 1. Además, se indica que la operación se realiza a contracorriente. Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 53 - 11/07/2022 Las corrientes insertadas tienen fijados los valores de flujo, composición, presión y temperatura como inputs. En el gas natural, “corriente 14”, las condiciones de temperatura, presión y composición son las fijadas en el Capítulo 3.3.1. Gas natural. Por su parte, el flujo inicial propuesto es de 0,748 mol·s-1, el suministrado por el autor (Venkatarathnam, 2008). Como se detalla después, este flujo no es el final, puesto que varía mediante una especificación de diseño, pero en un principio se debe establecer un valor de partida en el cuestionario de inputs. El refrigerante mixto, “corriente 3”, posee una composición determinada en la Tabla 3.3 del Capítulo 3.5.2. Refrigerante mixto. Junto a estas fracciones molares, se incluyen en la caracterización de la corriente: la presión de 48,6 bar (que es alterada automáticamente por el valor fijado en el compresor C-03 durante el run de la simulación), la temperatura de 305 K (que es alterada por el valor fijado en el intercambiador E-03 durante el run de la simulación) y el flujo de refrigerante que es la base fijada de 1 mol·s-1 por el autor (Venkatarathnam, 2008). El propano, “corriente A”, al ser optimizado posteriormente durante el dimensionamiento de la sección de preenfriamiento, no se ha especificado con los valores finales. Para esta primera simulación, en la que no se desarrolla el ciclo de preenfriamiento de cuatro etapas, tan sólo se requiere una corriente que garantice el intercambio de calor necesario para alcanzar las temperaturas de precooling establecidas. Se ha fijado una temperatura de 237 K para que en el lado frío el MITA sea de 3 K. En lugar de la presión, se establece una fracción de vapor de 0 en la “corriente A” para que el propano se encuentre como líquido subenfriado. El flujo es de 0,625 mol·s-1. Cold – box La “corriente 4” y la “corriente 15” preenfriadas a 240 K se conducen a la denominada cold-box. Para ver todas las corrientes incluidas, puede acudir a la Figura 6.6 donde se detallan los componentes presentes en la simulación de la cold-box. El refrigerante mixto de alta presión (“corriente 4”) se separa en un flash (PS-01) a la temperatura que marca la corriente de entrada y sin caída de presión. Se realiza una especificación de diseño para que la temperatura del bloque PS-01 sea siempre la de la “corriente 4” de entrada. Las dos fases resultantes, el vapor (“corriente 5”) y el líquido (“corriente 11”), se introducen como corrientes calientes junto a la “corriente 15” de gas natural al bloque multi-stream heat exchanger HX-2. Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 54 - 11/07/2022 El bloque HX-2 se ha detallado para que el incremento de temperatura de sus corrientes calientes (“corriente 5”, “corriente 11” y “corriente 15”) sea siempre el mismo. De esta manera, se tiene siempre un tamaño de equipo similar ante diferentes temperaturas de preenfriamiento. El valor fijado en el incremento es de -95,3 K y está basado en la bibliografía (Venkatarathnam, 2008). Además, se define un valor del MITA (diferencia mínima de temperatura) de 3 K. Para conseguirlo se realiza una especificación de diseño que varía el flujo de entrada de gas natural para garantizar en cualquier caso simulado este valor de diferencia mínima de temperatura. Para activar el cálculo del MITA en el equipo, se debe seleccionar un número de zonas superior a la unidad dentro de la pestaña “Zone Analysis” en la interfaz del bloque HX-2. También se fija una dirección de flujo en contracorriente. Figura 6.6. Detalle de la cold-box en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021) La salida de HX-2 se reparte entre dos caminos. El flujo de gas natural (“corriente 16”) y el refrigerante mixto procedente de la fase vapor (“corriente 6”) se llevan a otro bloque multi-stream heat exchanger, HX-3. Por su parte, el refrigerante de la fase líquida subenfriado (“corriente 12”) se recircula. Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 55 - 11/07/2022 En HX-3 las corrientes calientes (flujo en 6 y flujo en 16) se enfrían hasta una temperatura de 113 K estipulada (Venkatarathnam, 2008). Estas dos temperaturas de salida son las especificaciones aplicadas al intercambiador. En este caso no se aplica un valor de MITA en el equipo, puesto que no existen grados de libertad que alterar para su consecución. Sin embargo, este valor sí que es objeto de estudio, con lo que en la pestaña “Zone Analysis” se cuenta con un número de zonas de la unidad o superior para poder cuantificarlo. También se fija un flujo en contracorriente en el equipo. La salida de gas natural enfriado (“corriente 17”) sale de la cold-box para recuperar el GNL. El refrigerante mixto de alta presión enfriado (“corriente 7”) se expande en la válvula V-02 hasta 3 bar (Venkatarathnam, 2008). Esta corriente de refrigerante mixto de baja presión se utiliza como corriente fría en HX-3. A la salida del equipo, el refrigerante mixto de la “corriente 9” se mezcla con la recirculación del refrigerante de la “corriente 12”, previamente expandida en V-01 hasta los 3 bar (“corriente 13”) (Venkatarathnam, 2008). La mezcla resultante es el refrigerante mixto de baja presión aprovechado en HX-2 como corriente fría. Cierre del ciclo de refrigerante mixto La corriente fría de salida de HX-2 (“corriente 10A”) es el refrigerante mixto de baja presión que debe ir al tren de compresión para reiniciar el ciclo. Para las condiciones estipuladas, la “corriente 10A” se encuentra como vapor sobrecalentado, por lo que puede conducirse directamente al compresor. Sin embargo, ante una modificación en las condiciones del proceso puede producirse la formación de líquido. Por ello, se ha incluido un pequeño intercambidor, E-04, que garantiza el estado vapor de la “corriente 1” antes de la compresión. Esta inclusión se hace a efectos de consistencia en la simulación, aunque puede no ser necesaria en la instalación real. Se puede apreciar el sistema descrito en la Figura 6.7. Se ha incluido también un splitter (SPLT) que permite extraer refrigerante del sistema (corriente 10B), aunque su fracción de división se ha dejado por defecto en 0. Ligada a esta derivación, se incluye una entrada (“corriente 1A”) que garantiza una cantidad operativa dentro del ciclo de refrigerante mixto de 1 mol·s-1 (Venkatarathnam, 2008). Mediante una especificación de diseño, en caso de alterar la fracción de división en el splitter se comienza a introducir el flujo de refrigerante necesario. No obstante, se pretende que no sea necesario su uso y que el ciclo se mantenga cerrado durante todo el trabajo. Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 56 - 11/07/2022 Figura 6.7. Detalle del cierre de ciclo de MR en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021) Obtención del gas natural licuado (GNL) La “corriente 17” de gas natural, enfriada tras salir de HX-3, se lleva a la válvula V-03 donde se expande hasta condiciones ambiente a 1 bar de presión. Durante la expansión se produce una determinada fracción de vapor, por lo que la “corriente 18” se inserta en un flash (PS-02) para separar las fases. La “corriente 19” contiene el líquido, que es el gas natural licuado producido. La “corriente 20”, denominada end flash gas (EFG), es el vapor formado que se emplea para producir potencia que utilizar en la compresión del sistema. La Figura 6.8 indica el proceso mencionado. En PS-02 se mantiene la temperatura de la “corriente 18”, por lo que se crea una especificación para que la temperatura en el bloque sea la misma que en dicha corriente. La caída de presión en el equipo se fija como nula. Figura 6.8. Detalle de la obtención de GNL en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021) Sistema de recuperación de trabajo Ampliando los modelos bibliográficos consultados, se incluye en la simulación el sistema de aprovechamiento de la corriente EFG. Se diseña un proceso de turbina de gas que permite recuperar parte del trabajo suministrado en la compresión del ciclo, cuya simulación se presenta en la Figura 6.9. Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 57 - 11/07/2022 El flujo de EFG (“corriente 20”) se comprime en dos etapas (C-04 y C-05) antes de introducirse en la cámara de combustión. Ambos compresores (C-04 y C-05) cuentan con un rendimiento isentrópico de 0,8 al ser de pequeño tamaño. El primero, C-04, se define con un ratio de compresión de 4, mientras que en C-05 se especifica la presión de salida necesaria para la cámara de combustión, la cual es de 20 bar (Boyce, 2012). Se insertan corrientes de trabajo (W4 y W5) en ambos compresores para cuantificar mediante el bloque mezclador de trabajo WMIX-EFG la potencia requerida para la compresión de la corriente EFG. Figura 6.9. Detalle de la sección de turbina de gas en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021) Para la combustión se requiere un suministro de aire que garantice el oxígeno necesario en la reacción. La “corriente 24” inserta aire en condiciones ambiente a 300 K y 1 bar. Se debe especificar también en el cuestionario de inputs un flujo molar cualquiera, que es alterado por una especificación de diseño para que la cantidad de aire introducida provea un flujo con una cantidad de oxígeno de 3,5 veces la estequiométrica. Como este flujo va a ser elevado por el exceso de oxígeno y la amplia presencia de nitrógeno en el aire, la energía de compresión va a ser grande. En los compresores C-06 y C-07 se determina un rendimiento isentrópico de 0,85 por su gran tamaño. El ratio de compresión fijado en el Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 58 - 11/07/2022 bloque C-06 es de 4,5. En C-07 se establece la presión de salida en 20 bar (Boyce, 2012). De ambos compresores se extraen las corrientes de trabajo suministradas (W6 y W7) para obtener la potencia total consumida (W-AIR) en la compresión del aire. La cámara de combustión (R-01) no sufre caída de presión, por lo que se fija un valor de 0 en este parámetro. Además, es adiabática, con lo que se especifica un duty nulo en el equipo. Se asigna conversión total para el metano, que es el único componente de EFG que se asume que se quema. No se ha detallado la combustión de otros compuestos por su cantidad ínfima presente en la “corriente 20”. Así, la reacción introducida en la interfaz del bloque es la indicada en la Ecuación 6.2. Se corresponde con la combustión completa del metano. 𝐶𝐻4+2𝑂2→𝐶𝑂2+2𝐻2𝑂 𝐸𝑐.6.2. La “corriente 22” que sale de la cámara de combustión va a la turbina de gas (T-01) donde se expande hasta un valor fijado de 1,2 bar (Boyce, 2012). También se fija un rendimiento isentrópico de la turbina de 0,9. Este valor se corresponde con las eficiencias actuales en la industria para este tipo de procesos. Los gases de combustión extraídos se van fuera de los límites de batería. La potencia producida se extrae como la corriente de trabajo W-TURB para el estudio de este valor. 6.2.2. Modelo para el dimensionado de la sección de preenfriamiento con propano El objetivo de esta simulación es poder dimensionar la sección de preenfriamiento con propano para el valor seleccionado de temperatura de preenfriamiento tras el estudio de su influencia sobre el sistema. Para conseguirlo, se parte del proceso “Propane precooled phase separator C3-MR process” (Venkatarathnam, 2008) y se modela con Aspen Plus (AspenTech, 2021) únicamente la sección de preenfriamiento con propano en cuatro etapas, manteniendo algunos de los parámetros sugeridos por el autor. En la simulación se emplea la numeración de las corrientes utilizada por el autor (Venkatarathnam, 2008), apreciable en la Figura A.2.6, con el fin de facilitar la posterior comparación de los resultados. El modelo completo del ciclo de preenfriamiento se encuentra en la Figura A.2.2 del Anexo II. Simulaciones. Los valores expuestos en este capítulo se corresponden con los iniciales que permiten validar el modelo comparado con la bibliografía (Venkatarathnam, 2008), aunque varios de estos valores son modificados posteriormente tras el estudio y análisis de sensibilidad Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 65 - 11/07/2022 esperados, por lo que todo hace indicar un funcionamiento del modelo suficientemente cercano a la realidad para alcanzar los propósitos perseguidos. 6.3.2. Validación del modelo “Propane precooled phase separator C3-MR process” En este caso, sólo se valida la sección de preenfriamiento con propano en cuatro etapas. El proceso C3-MR se compone de los mismos elementos que el modelo “Precooled LNG process with a phase separator” del apartado previo, con la adición del ciclo de propano que sustituye la etapa de preenfriamiento teórica. Por tanto, los resultados de la licuefacción en la cold-box, así como en el resto del proceso que no abarca el ciclo de propano, son los mismos que los mostrados en el Capítulo 6.3.1. Validación del modelo “Precooled LNG process with a phase separator”. Para la visualización de las corrientes que intervienen en la sección de propano, y cuyos valores son estudiados, se debe acudir a la Tabla A.2.3, la Tabla A.2.4 y la Tabla A.2.5 del Anexo II. Simulaciones, apartado II. II. Validación de modelos. La numeración empleada de las corrientes y equipos se corresponde con la utilizada en la Figura A.2.2 de este anexo. Las diferencias entre los valores aportados por la bibliografía (Venkatarathnam, 2008) y los valores obtenidos en el modelo simulado con Aspen Plus (AspenTech, 2021) son muy pequeñas. Las principales diferencias, superiores al 1%, se encuentran en: • La presión a la salida del tren de compresión de propano (C1-PROP). Esta presión se fija para que a la salida del condensador (E1-PROP) el propano se encuentre como líquido saturado y no haya pérdidas de carga en el equipo. La desviación es de 1,26%, que se debe al equilibrio líquido – vapor calculado por Aspen y que difiere levemente de los resultados aportados por el autor (Venkatarathnam, 2008). A su vez, esta variación en el inicio del ciclo repercute sobre la presión en diferentes puntos posteriores. • La presión a la salida de las válvulas V-1 y V-2. Afecta a las corrientes que salen de estas válvulas y a las recirculaciones que se producen mediante los equipos de separación flash PS-1 y PS-2, ya que no sufren pérdidas de carga. También repercute sobre la compresión en C3-PROP y C2-PROP que aporta el valor de presión a la salida de estas válvulas para la mezcla de las recirculaciones. Las desviaciones que se alcanzan en ambas válvulas, y por consiguiente en el resto de las corrientes presentes entre los equipos descritos, son de 1,53% y 2,03%, respectivamente. Como se indica, este error se debe a la diferente presión de Simulación en Aspen Plus v12 TFG_02114 - 66 - 11/07/2022 saturación calculada, la cual repercute sobre la apertura de las válvulas variando levemente los resultados. • Las fracciones de vapor a la salida de las válvulas V-2, V-3 y V-4. Las desviaciones son de 2,53%, 4,93% y 4,45%, respectivamente. Suponen las diferencias más elevadas entre los datos comparados. Son causadas por la forma de cálculo del equilibrio líquido – vapor en el software de Aspen Plus mediante los parámetros binarios de las ecuaciones de estado y también van ligadas a las desviaciones en las presiones obtenidas en estos puntos. • Flujo molar de propano a lo largo del ciclo. Se especifica que se varíe el flujo de propano en la “corriente 17”, previa al condensador E1-PROP, para que la diferencia mínima de temperatura en el extremo frío (CSTA) del primer intercambiador (HXP1) sea de 3 K. El resultado varía del bibliográfico en un 1,46%. Esta desviación ocasiona que a lo largo de todo el ciclo de propano la cantidad de flujo difiera en el intervalo comprendido entre 1,27% - 1,62%. Atendiendo a los resultados obtenidos, las desviaciones no son elevadas, siendo como mucho del 2%, a excepción de las producidas en las fracciones de vapor extraídas de las válvulas. Estas, con un máximo de 4,93% son producto de la variación ocasionada en el cálculo del equilibrio líquido – vapor, de las diferentes aperturas de las válvulas respecto a los valores bibliográficos y consecuencia de haber fijado a la salida de los intercambiadores la fracción de vapor, lo que ocasiona esta desviación. En cualquier caso, es un error tolerable, puesto que no afecta de forma notable en el resto de los parámetros del proceso. Por tanto, el método se considera validado para su utilización en el estudio del sistema de preenfriamiento con propano. Estrategia de resolución TFG_02114 - 67 - 11/07/2022 7. Estrategia de resolución 7.1. Procedimiento de resolución El estudio y diseño del ciclo de licuefacción propuesto se realiza por partes o secciones del proceso completo. De esta manera, se simplifican las simulaciones en Aspen Plus (AspenTech, 2021) y se facilita la convergencia de las variables sobre el sistema. Como se pretende estudiar el efecto de la temperatura del precooled y dimensionar los intercambiadores de esta etapa de preenfriamiento con propano, se divide en dos partes diferenciadas la estrategia de resolución. 7.1.1. Influencia de la temperatura de preenfriamiento sobre la licuefacción de GN En primer lugar, se pretende estudiar por qué la temperatura de preenfriamiento de las corrientes de gas natural y refrigerante mixto de alta presión se suele fijar en 240 K en la mayor parte de la bibliografía consultada. Autores como Venkatarathnam optimizan sus procesos de refrigerante mixto preenfriado con propano a 240 K, ya sea para una o varias etapas de propano (Venkatarathnam, 2008). Otros autores, en cambio, sitúan siempre el preenfriamiento en este tipo de procesos en una aproximación a esta cifra, en el entorno de los -35ºC (238 K), pero sin especificar valores concretos para una optimización (Mokhatab et al., 2014). El rango de temperaturas preestablecido para el preenfriamiento de refrigerantes mixtos se sitúa en el rango de los 220 – 260 K (Venkatarathnam, 2008). Esta cifra se ve reducida a un entorno mucho más centrado de 235 – 245 K cuando se emplea un sistema de preenfriamiento con propano en el ciclo, como en el proceso C3-MR. Sin embargo, no existe información detallada del porqué de esta reducción del intervalo, siendo adoptada la nueva temperatura como un estándar en la industria. A la hora de estudiar el efecto de la temperatura de preenfriamiento, se analizan variables clave del sistema que tienen importancia por sus implicaciones económicas, críticas o limitantes. Para esta variación, el modelo simulado está basado en el “Precooled LNG process with a phase separator” consultado en la bibliografía (Venkatarathnam, 2008). Su única diferencia con el proceso C3-MR, el más utilizado por la industria, reside en que no desglosa el sistema de refrigeración con propano en varias etapas, si no que toma una única etapa teórica, lo que resulta adecuado para este estudio. No obstante, una vez Estrategia de resolución TFG_02114 - 68 - 11/07/2022 analizada la influencia de la temperatura de preenfriamiento y seleccionada la óptima, el diseño posterior se realiza sobre el proceso C3-MR completo. En este contexto, se realiza un Análisis de Sensibilidad con Aspen Plus variando la temperatura de preenfriamiento entre los 235 – 245 K y se observa su efecto sobre las siguientes variables: • Potencia de los compresores (kW). Se incluye en el estudio el tren de compresión de refrigerante mixto (C-01, C-02 y C-03) y los compresores de aire y end flash gas previos a la obtención de trabajo por parte de la turbina de gas (C-04, C-05, C-06 y C-07). De esta manera, se pretende estudiar la cantidad de trabajo requerida en la compresión del sistema. • Potencia producida por la combustión del End Flash Gas (kW). La corriente EFG se puede utilizar para obtener parte de la potencia requerida por los compresores. Mediante su combustión se obtiene trabajo producido por una turbina de gas. La diferencia entre la potencia requerida para la compresión y la producida en la turbina es un parámetro importante en términos económicos pues supondrá una importante reducción del gasto energético en el sistema de compresión. • Flujo de gas natural insertado al sistema (mol·s-1). Se ha especificado en el diseño del intercambiador HX-2 un MITA (diferencia mínima de temperaturas) de 3 K. Para cumplir con el resto de las especificaciones a las que se somete la cold-box y ante la variación de la temperatura de preenfriamiento, el sistema varía la cantidad de gas natural de alimentación que puede procesarse (flujo de entrada “corriente 14”). Esto se debe a que el autor consultado fija como base del sistema el flujo en el ciclo de refrigerante mixto (1 mol·s-1) (Venkatarathnam, 2008). • MITA en el intercambiador HX-3 (K). La diferencia mínima de temperatura en el intercambiador HX-3 no se ha especificado para permitir al sistema cierta flexibilidad a la hora de variar la temperatura de preenfriamiento. Un criterio que se tiene en cuenta a la hora de seleccionar la temperatura del precooling es que el valor de la MITA en HX-3 se encuentre en el entorno de 3 ± 0,5 K. • Temperaturas intermedias entre los intercambiadores HX-2 y HX-3 (K). Tanto las temperaturas en la corriente de refrigerante mixto de baja presión a la salida del intercambiador HX-2, como a la entrada del intercambiador HX-3, son estudiadas para ver si su variación es significativa. También se analiza la temperatura y fracción de vapor del refrigerante mixto de baja presión a la salida de HX-3 para ver Estrategia de resolución TFG_02114 - 69 - 11/07/2022 si es necesario incluir un pequeño intercambiador que garantice el estado vapor en el tren de compresión. • Duty de los intercambiadores HX-2 y HX-3 (kW). Las necesidades energéticas de cada intercambiador propician un mayor o menor tamaño en los equipos. La comparativa de la cantidad de calor transferida en cada intercambiador (HX-2 y HX-3) en función de la temperatura de preenfriamiento influye en la decisión de la selección. • Flujo de GNL producido (mol·s-1). El producto realizado depende del flujo de alimentación, el cual varía con la temperatura de preenfriamiento. Por tanto, debe ser analizado. Además, la temperatura a la que se enfría el gas natural tras su paso por la cold-box (bloque de enfriamiento que incluye a los intercambiadores HX-2 y HX-3) influye en este flujo, puesto que propicia distintas fracciones de vapor tras su expansión a presión atmosférica. • Cantidad de nitrógeno (N2) presente en la corriente EFG. Aunque no presenta relación con la temperatura de preenfriamiento, debe cuantificarse, puesto que limita el uso de la corriente de end flash gas en la turbina de gas. Depende de la fracción de vapor en la corriente de entrada al equipo flash, que es función exclusiva de la temperatura de salida del gas natural en el intercambiador HX-3 (salida de la cold-box). Su importancia radica en que esta composición no debe exceder el 36 – 38% del total para poder usarse en la turbina de gas. • Fracción de vapor en la corriente previa a la separación flash del GNL y EFG. Tampoco depende de la temperatura de preenfriamiento, pero está estrechamente ligada con la temperatura de salida del gas natural de la cold-box y afecta a la producción de GNL o a la fracción de nitrógeno presente en EFG. A la vista de las últimas variables descritas, se hace necesario extender el estudio de la temperatura de preenfriamiento y ligarlo con el estudio de la temperatura de gas natural a la salida de la cold-box. Esta temperatura se encuentra fijada en 113 K (Venkatarathnam, 2008). Para ello, se analiza el efecto de la variación de esa temperatura de salida de gas natural para un flujo constante de entrada al sistema de gas. El efecto producido sobre la separación de fases y la fracción de vapor, así como sobre la fracción molar de nitrógeno en EFG se obtiene mediante un Análisis de Sensibilidad en Aspen Plus para temperaturas comprendidas entre los 110 – 120 K. Estrategia de resolución TFG_02114 - 70 - 11/07/2022 Se seleccionan, entonces, tres temperaturas adecuadas en el intervalo y se repite el Análisis de Sensibilidad en Aspen Plus sobre la temperatura de preenfriamiento (235 – 245 K) para diferentes temperaturas de gas natural a la salida de HX-3. 7.1.2. Estudio del sistema de preenfriamiento con propano Una vez seleccionadas la temperatura de preenfriamiento y la temperatura de salida del gas natural del intercambiador HX-3, se procede al estudio del sistema de preenfriamiento con propano en detalle. En este caso, se simula el precooler de cuatro etapas (la selección del número de etapas se detalló en el Capítulo 4.3. Descripción detallada) basado en el proceso “Propane precooled phase separator C3-MR process” consultado en la bibliografía (Venkatarathnam, 2008). Este sistema amplía la sección de preenfriamiento, pero mantiene las mismas características en la cold-box que el proceso simulado en el Capítulo 7.1.1. Influencia de la temperatura de preenfriamiento sobre la licuefacción de GN. Como se conoce el número de etapas, la temperatura de entrada y salida de las corrientes de gas natural y refrigerante mixto y las necesidades energéticas (duty) de intercambio de calor para estas corrientes, se puede dimensionar el sistema de intercambiadores. Todas estas variables se obtienen siguiendo el procedimiento del Capítulo 7.1.1. Influencia de la temperatura de preenfriamiento sobre la licuefacción de GN con la selección de la temperatura de preenfriamiento y su simulación. El criterio para el dimensionado de los equipos se focaliza en que los cuatro intercambiadores pongan en juego el mismo flujo entálpico, es decir, que el duty de cada intercambiador sea el mismo. Esta elección se debe a razones prácticas. El duty transferido entre las corrientes va a propiciar el tamaño del intercambiador. De esta manera, el tamaño de los cuatro intercambiadores se mantiene similar, con el consiguiente ahorro en material de repuesto y mayores facilidades para el mantenimiento. Por estos motivos la industria suele preferir, a ser posible, que los equipos desdoblados o pertenecientes a etapas consecutivas para las mismas corrientes sean idénticos. Esclarecido el por qué se dimensionan los equipos de intercambio iguales, se analiza el procedimiento a seguir. • Los kW de duty total, obtenidos en la simulación del precooler mediante una única etapa teórica, se dividen entre 4 debido a las cuatro etapas de preenfriamiento. De Estrategia de resolución TFG_02114 - 71 - 11/07/2022 esta manera, se obtiene el flujo entálpico que debe transferirse en cada intercambiador. • Como el MITA de cada intercambiador es de 3 K, pero se va a dar en el extremo frío del intercambiador debido a las etapas de escalón propias de utilizar un refrigerante puro, se emplea como parámetro de diseño el CSTA (diferencia de temperatura en el lado frío). Véase la Figura 7.1 que detalla las curvas compuestas. Figura 7.1. Curvas compuestas para el preenfriamiento con propano en HIX (Mato & University of Valladolid, 2022) • Se dimensiona, por orden, cada uno de los intercambiadores del ciclo de propano para que cumpla con los objetivos propuestos. - En primer lugar, se trabaja con HXP1. Este equipo proporciona el valor del flujo de propano que preenfría todo el sistema. Para ello, se crea una especificación de diseño que varía el flujo de propano para que CSTA sea de 3 K en HXP1. Por otro lado, se fija una fracción de vapor de propano a la salida del equipo en el entorno de 0,25 a 0,5. Esta fracción afecta considerablemente al resto de intercambiadores y al flujo de propano que se utiliza en el ciclo, por lo que debe ser iterada hasta una solución óptima cuando se encuentra todo el ciclo terminado. Por último, se varía la presión de salida de la válvula V-1 para que el duty intercambiado en HXP1 sea el preestablecido. - El dimensionado de HXP2 y HXP3 se realiza de forma idéntica. Primero se fija un valor de presión a la salida de la válvula V-2 y V-3 en el cuestionario de inputs. También se escribe una fracción de vapor de propano a la salida de HXP2 y HXP3. Se crea una especificación de diseño que altera la presión de salida en la respectiva válvula para que CSTA en HXP2 y HXP3 sea de 3 K. A continuación, Estrategia de resolución TFG_02114 - 72 - 11/07/2022 se modifica cada una de las fracciones de vapor a la salida de los intercambiadores hasta que el duty intercambiado sea el preestablecido. - Para HXP4 también se crea una especificación de diseño que altera la presión en la válvula previa, V-4, hasta garantizar un CSTA de 3 K. Sin embargo, en el intercambiador no se establece una fracción de vapor, si no que se detalla la temperatura de salida del gas natural y refrigerante mixto, los cuales deben salir a la temperatura de preenfriamiento seleccionada tras el análisis de sensibilidad. El duty, que es calculado previamente para que sea igual en los 4 equipos, debe ser el mismo que en los intercambiadores anteriores. - Una vez realizado este proceso, se modifica la fracción de vapor fijada en HXP1 y se repite toda la estrategia, iterando así hasta encontrar una solución óptima. Siguiendo el proceso mencionado, se dimensionan los cuatro intercambiadores del ciclo de propano, obteniendo las temperaturas, presiones, fracciones de vapor, flujos molares y flujos entálpicos puestos en juego en cada uno de ellos. 7.1.3. Estudio del sistema completo Finalmente, se simula en Aspen Plus el modelo completo dimensionado para comprobar su correcto funcionamiento, véase la Figura A.2.3 del Anexo II. Simulaciones. El proceso global está basado en “Propane precooled phase separator C3-MR process” con todas sus etapas y ampliado con el sistema de turbina de gas para el aprovechamiento de la corriente de end flash gas (Venkatarathnam, 2008). Hasta este momento, se trabaja con una base de cálculo en los flujos del sistema bastante pequeña e igual a la citada por el autor, lo que facilita los cálculos y permite confrontar los resultados con los de los modelos bibliográficos (Venkatarathnam, 2008). Sin embargo, para dimensionar el proceso final es necesario realizar un cambio de escala en los flujos, puesto que las capacidades reales de las plantas de licuefacción de gas natural son muy superiores. Así, el diseño de equipos y los datos finales son comparables con los existentes actualmente en la industria. En el proceso de escalado no hay variaciones sustanciales en los parámetros de temperatura, presión, fracción de vapor o composición presentes hasta el momento. La alteración de los flujos sí afecta a la cantidad de potencia y calor intercambiado en los equipos, así como a su tamaño. En cualquier caso, puede ser necesario recurrir a pequeños ajustes en algunos parámetros para garantizar el correcto funcionamiento del sistema. Estrategia de resolución TFG_02114 - 73 - 11/07/2022 7.2. Cálculo y análisis de resultados Siguiendo la estrategia de resolución propuesta previamente en este mismo capítulo, se procede al cálculo y análisis de los resultados extraídos de la simulación y su Análisis de Sensibilidad. 7.2.1. Influencia de la temperatura de preenfriamiento sobre la licuefacción de GN Como se ha supeditado la temperatura de salida del intercambiador HX-3 al estudio de la temperatura de preenfriamiento en HX-1, se comienza por analizar las variables únicamente alteradas por esta temperatura de HX-3. La numeración de este apartado se corresponde con la indicada en la Figura A.2.1 del Anexo II. Simulaciones. Selección de la temperatura de salida del intercambiador HX-3 La fracción de vapor en la “corriente 18”, la cual se ha expandido hasta una presión ambiente de 1 bar antes de la separación flash del GNL, presenta los resultados mostrados en la Figura 7.2 para un rango de temperatura comprendido entre los 110 – 120 K en HX-3. A mayor temperatura se incrementa la fracción de vapor, lo que provoca un mayor flujo de corriente EFG y una disminución en la producción de GNL. Por ello, los valores comunes fijados en este parámetro suelen ser de en torno al 5%, pudiendo en determinados casos ampliarse hasta un 10% si se requiere una gran producción de EFG. En el caso planteado, se limita al 7,5% para evitar perder buena parte de la producción de GNL, por lo que la temperatura de salida en HX-3 quedará limitada como máximo a 114 K para no superar este valor. Desde el punto de vista de esta fracción de vapor, la temperatura debe ser de entre 110 y 114 K. Figura 7.2. Fracción de vapor posterior a la expansión ambiente de GNL para distintas temperaturas de salida de HX-3 (110 – 120 K) en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021) La otra variable completamente dependiente de la temperatura del intercambiador HX-3 es la composición molar en la corriente EFG (“corriente 20”). En la práctica, la cantidad de S-2 - Results Summary VARY 1 17 MIXED TEMPERAT URE K S18VFRAC 110,0 110,5 111,0 111,5 112,0 112,5 113,0 113,5 114,0 114,5 115,0 115,5 116,0 116,5 117,0 117,5 118,0 118,5 119,0 119,5 120,0 0,050 0,055 0,060 0,065 0,070 0,075 0,080 0,085 0,090 0,095 0,100 0,105 0,110 S18VFRAC Estrategia de resolución TFG_02114 - 74 - 11/07/2022 nitrógeno máxima (presente en EFG) que puede introducirse en la turbina de gas está limitada a un 38% del total, aproximadamente. No obstante, es posible encontrar en el mercado turbinas específicas diseñadas para composiciones superiores a un 40% de nitrógeno, aunque para este análisis se prefiere usar un valor más conservador. Partiendo de esta especificación, la temperatura mínima a estudiar debe ser de 112,5 K. Como se puede observar en la Figura 7.3, la fracción de nitrógeno disminuye con el aumento de la temperatura del intercambiador HX-3 por el equilibrio producido en el flash. Para valores inferiores a 112,5 K la composición excede el 38% de nitrógeno seleccionado. Figura 7.3. Fracción molar de nitrógeno en la corriente EFG para distintas temperaturas de salida de HX-3 (110 – 120 K) en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021) Atendiendo a las dos variables expuestas, fracción de vapor previa a la separación flash y composición de nitrógeno en EFG, el intervalo adecuado de temperatura de salida de la cold-box se determina entre 112,5 – 114 K. Por tanto, para el estudio de la temperatura de preenfriamiento, se repiten los análisis propuestos para tres casos de temperatura a la salida de HX-3: 112,5 K, 113 K y 113,5 K. Selección de la temperatura de preenfriamiento con propano Para la selección de esta temperatura, estudiada en el intervalo entre 235 – 245 K, se analiza el efecto producido por su variación sobre las principales variables del sistema. En el Anexo III. Gráficas de resultados se pueden observar todas las gráficas extraídas de Aspen Plus (AspenTech, 2021) tras el análisis de sensibilidad. A continuación, se discute sobre la mejor alternativa y se muestran los resultados del análisis para los principales parámetros que justifican la selección de una temperatura. S-2 - Results Summary VARY 1 17 MIXED TEMPERAT URE K S20N2MOL 110,0 110,5 111,0 111,5 112,0 112,5 113,0 113,5 114,0 114,5 115,0 115,5 116,0 116,5 117,0 117,5 118,0 118,5 119,0 119,5 120,0 0,27 0,28 0,29 0,30 0,31 0,32 0,33 0,34 0,35 0,36 0,37 0,38 0,39 0,40 0,41 0,42 0,43 S20N2MOL Estrategia de resolución TFG_02114 - 81 - 11/07/2022 La fracción de vapor, por tanto, reduce un poco más el intervalo de temperatura de preenfriamiento óptimo para temperaturas de salida de la cold-box de 113 K y 113,5 K. En cambio, para la temperatura de 112,5 K conlleva la desaparición de una temperatura óptima. No obstante, se puede solucionar el problema con la inclusión de un pequeño intercambiador que sobrecaliente la corriente para garantizar el estado vapor. Este equipo de pequeño tamaño y bajo duty se propuso en el Capítulo 6.2.1. Modelo para el estudio de la temperatura de preenfriamiento y se ha incluido en la simulación por si fuese necesario. Además, puede integrarse energéticamente en un sistema posterior con los intercambiadores (E-01, E-02 y E-03) utilizados en las etapas intermedias de tren de compresión, lo que no va a suponer un gasto elevado en calefacción. Por último, se estudia el requerimiento energético (duty) de los intercambiadores de calor multi-corriente (HX-2 y HX-3) empleados en la cold-box para seleccionar la mejor temperatura posible. La Figura 7.10 desglosa el intercambio térmico en dichos equipos a 113 K, donde a mayor temperatura de preenfriamiento más elevado es el duty requerido. Figura 7.10. Duty requerido en los intercambiadores HX-2 y HX-3 en función de la temperatura de preenfriamiento en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021). Para una temperatura en la cold-box de 113 K En el Anexo III. Gráficas de resultados se pueden visualizar las gráficas correspondientes a los análisis para 112,5 K y 113,5 K, en la Figura A.3.5 y la Figura A.3.17. El comportamiento es idéntico y la variación muy similar. No obstante, para una mejor comprensión se muestra en la Figura 7.11 y en la Figura 7.12 la comparativa del duty en los intercambiadores HX-2 y HX-3, respectivamente. Para temperaturas de salida de HX-3 más altas, el requerimiento energético en HX-2 aumenta, por lo que para 113,5 K se necesita más duty que para 113 K. Sin embargo, en HX-3 sucede lo contrario. A una mayor temperatura de salida en él, menor es el requerimiento energético. Por ello, parece que la opción intermedia de 113 K pueda ser más sensata desde este punto de vista. S-1 - Results Summary VARY 1 15 MIXED TEMPERAT URE K HX3DUTY KW HX2DUTY KW 235,0 235,5 236,0 236,5 237,0 237,5 238,0 238,5 239,0 239,5 240,0 240,5 241,0 241,5 242,0 242,5 243,0 243,5 244,0 244,5 245,0 1,4 1,6 1,8 2,0 2,2 2,4 14,2 14,4 14,6 14,8 15,0 15,2 15,4 HX2DUTY KW HX3DUTY KW Estrategia de resolución TFG_02114 - 82 - 11/07/2022 Figura 7.11. Comparativa del duty en HX-2 para las diferentes temperaturas de preenfriamiento y de salida de la cold-box Figura 7.12. Comparativa del duty en HX-3 para las diferentes temperaturas de preenfriamiento y de salida de la cold-box Conclusiones del estudio de la temperatura de preenfriamiento Con los resultados estudiados en este capítulo para los análisis de sensibilidad propuestos se puede seleccionar, finalmente, la temperatura de preenfriamiento a utilizar en el proceso. La Tabla 7.3 contiene el rango de temperaturas óptimo derivado de todas las limitaciones recientemente justificadas y que acotan el intervalo más favorable de operación. Estrategia de resolución TFG_02114 - 83 - 11/07/2022 Tabla 7.3. Intervalo de temperatura de preenfriamiento adecuado para las distintas temperaturas de salida en la cold-box. También se indican los rangos de trabajo, flujo de gas natural y GNL producidos, el MITA, la fracción de vapor y el duty de HX-2 y HX-3 que cumplen los criterios de diseño en el intervalo óptimo En este contexto, se decide cambiar la temperatura de salida de la cold-box en el intercambiador HX-3 a 113,5 K. El refrigerante mixto utilizado, cuya composición se extrae de la bibliografía (Venkatarathnam, 2008), se encuentra optimizado para unas condiciones determinadas. Por ello, el intervalo de temperaturas óptimo se encuentra en el entorno próximo a los 113 ± 0,5 K, ya que la temperatura de referencia empleada es de 113 K y no se permite una alteración considerable en esta sin modificar previamente la composición del refrigerante mixto. Por su parte, para esta temperatura de 113,5 K, el intervalo de la temperatura de preenfriamiento que cumple con todas las especificaciones es de 237,25 – 240,75 K. La diferencia entre los límites superior e inferior para las variables estudiadas, apreciable en la Tabla 7.3, no es significativa. Se decide, entonces, seguir un criterio práctico que aporte flexibilidad a la hora de operar en la planta. Como el intervalo abarca 3,5 K de diferencia, se elige la temperatura intermedia de 239 K como la adecuada para trabajar. Así, ante pequeñas alteraciones en el sistema o variaciones en la temperatura ambiente, el ciclo de refrigeración puede operar en condiciones óptimas con una desviación de 239 ± 1,75 K, lo que es más útil para la industria real. Se debe ser consciente de que bajo estas condiciones (temperatura en la salida de HX-3 de 113,5 K y en el preenfriamiento de 239 K) se obtiene una mayor cantidad de gas natural licuado (0,6843 mol·s-1) y se recupera mayor cantidad de potencia (-1,2458 kW) para la composición de refrigerante mixto fijada. La energía motriz sobrante de la turbina de gas se destina a generación eléctrica para su uso in situ o se vende a la red si el excedente no tiene aplicación en la propia planta. 7.2.2. Estudio del sistema de preenfriamiento con propano El ciclo de preenfriamiento con propano se dimensiona para los valores obtenidos en el apartado previo. Por tanto, las entradas y salidas del ciclo, como son el gas natural y el refrigerante mixto, se encuentran totalmente especificadas. Temperatura salida cold-box (K) Fracción de vapor mínima (adim) Inferior Superior Inferior Superior Inferior Superior Inferior Superior Inferior Superior Inferior Superior Inferior Superior 112,5 - - - - - - - - - - - - - - - 113,0 237,5 240,0 -0,7370 -0,7241 0,7324 0,7316 0,6820 0,6812 3,0 2,5 1 15,02 15,16 1,79 1,99 113,5 237,3 240,8 -1,2576 -1,2335 0,7378 0,7363 0,6850 0,6836 3,5 2,8 1 15,06 15,25 1,75 2,03 Intervalo del duty en HX-2 (kW) Intervalo del duty en HX-3 (kW) Intervalo temperatura preenfriamiento (K) Intervalo diferencia de trabajo (kW) Intervalo gas natural alimentado (mol/s) Intervalo gas natural licuado producido (mol/s) Intervalo MITA (K) Estrategia de resolución TFG_02114 - 84 - 11/07/2022 Un flujo de 0,7371 mol·s-1 de gas natural entra al preenfriamiento a 300 K y 65 bar (“corriente 39”) y debe ser enfriado hasta 239 K (“corriente 43”). A su vez, un flujo de 1 mol·s-1 de refrigerante mixto se inserta al intercambiador HXP1 a 305 K y 48,6 bar (“corriente 3”) y se preenfría hasta 239 K (“corriente 7”). La numeración indicada se corresponde con la mostrada en el modelo de la Figura A.2.2 del Anexo II. Simulaciones. El calor intercambiado en el conjunto de intercambiadores multi-corriente refrigerados con propano que garantiza las temperaturas de salida de 239 K es de 11,9365 kW. Como el sistema consta de 4 etapas de intercambio, el duty de cada equipo debe ser el calculado mediante la Ecuación 7.1. 𝑞󰇗 𝑛º 𝑒𝑡𝑎𝑝𝑎𝑠=11,9365 𝑘𝑊 4 𝑒𝑡𝑎𝑝𝑎𝑠 =𝟐,𝟗𝟖𝟒𝟏 𝒌𝑾 𝒆𝒕𝒂𝒑𝒂 𝐸𝑐𝑢𝑎𝑐𝑖ó𝑛 7.1 Siguiendo el método de resolución expuesto en el Capítulo 7.1.2. Estudio del sistema de preenfriamiento con propano se trata de cumplir esta especificación en cada intercambiador. El proceso iterativo es complejo, puesto que muchos parámetros afectan a los valores de los siguientes intercambiadores y alteran los resultados. La fracción de vapor del propano a la salida de los equipos limita el flujo entálpico disponible en los intercambiadores sucesivos tras la separación flash, por lo que se debe asegurar que al último equipo llegue el suficiente requerimiento energético presente en la corriente de propano. Además, las presiones de expansión en las válvulas previas a la inserción del propano en los cambiadores afectan en gran medida al parámetro CSTA, el cual se fija en 3 K. Ambos factores, a su vez, condicionan el ratio de compresión en los compresores de recirculación de propano hacia el inicio del ciclo. El tren de compresión debe poseer ratios similares para poder montarse en un mismo eje y obtener el trabajo mediante su propio sistema de turbina de gas. La solución propuesta, la cual cumple con las demandas fijadas, presenta un flujo de propano en el ciclo de 1,4330 mol·s-1. La distribución de los dutys en los intercambiadores y el parámetro CSTA se muestran en la Tabla 7.4. Tabla 7.4. Características de los intercambiadores del ciclo de propano HXP1 HXP2 HXP3 HXP4 MITA (K) 3,00 3,00 3,00 3,00 Duty (kW) 2,9842 2,9842 2,9841 2,9840 Estrategia de resolución TFG_02114 - 85 - 11/07/2022 Por su parte, los ratios de compresión obtenidos son los suficientemente similares como para poder trabajar sobre el mismo eje. El ratio medio es de 1,86. Las condiciones de compresión se indican en la Tabla 7.5. Tabla 7.5. Características de los compresores del ciclo de propano El resto de los datos del ciclo, como son flujos, temperaturas, presiones, fracciones de vapor o calores transferidos en cada corriente sirven para el dimensionado de los equipos. Sin embargo, hay que ser consciente de que, con los valores actuales, el diseño no sería del orden de magnitud adecuado al no corresponderse con las actuales capacidades de producción. El flujo empleado durante este desarrollo permite comparar y validar los modelos, así como estudiar las características del sistema tales como temperaturas, presiones o fracciones de vapor. El sistema se encuentra especificado con valores reales a excepción de sus flujos, lo que va a afectar sobre los calores transferidos y las potencias, pero de manera proporcional a los resultados expuestos. En esta coyuntura, se antoja necesario realizar un cambio de escala sobre el sistema para aportar un diseño convincente de los intercambiadores del ciclo de propano y poder revelar unos resultados realistas y acordes con los utilizados en la industria. 7.2.3. Cambio de escala al proceso completo y dimensionado del preenfriamiento Sobre el proceso C3-MR completo, véase Figura A.2.3, en el cual se incluyen los valores seleccionados durante los estudios previos y cuyo funcionamiento ha sido validado y comprobado, se realiza un cambio de escala que permite dimensionar todo el proceso y diseñar los intercambiadores del ciclo de preenfriamiento con propano similares a los reales. La numeración aportada desde este apartado en adelante se corresponde con la indicada en el diagrama A1-PFD-101-1 del Anexo VII. Planos. El cambio de escala permite producir 1 MTPA de gas natural licuado y se realiza siguiendo las modificaciones en la simulación indicadas en el Capítulo 6.2.3. Modelo del proceso completo. Bajo estas condiciones los flujos de las principales corrientes del proceso se varían, elevándose hasta los flujos que componen la Tabla 7.6. C4-PROP C3-PROP C2-PROP C1-PROP W(kW) 0,645 0,869 0,998 2,873 P entra (bar) 1,241 2,452 4,274 6,618 P sale (bar) 2,452 4,274 6,618 14,480 Ratio comp. 1,976 1,743 1,548 2,188 Estrategia de resolución TFG_02114 - 86 - 11/07/2022 Tabla 7.6. Flujos principales del proceso escalado El aumento de producción es más que significativo y es necesario validar el modelo escalado para comprobar su correcto funcionamiento. En el Anexo II. Simulaciones, apartado II. III. Validación del cambio de escala se pueden consultar las desviaciones en los principales parámetros del sistema, así como la relación entre los principales flujos del proceso para antes y después del escalado. Las desviaciones producidas no alcanzan nunca una diferencia superior al 1%, sin acercarse apenas a este valor. Adicionalmente se comprueban desviaciones en el MITA o en la relación entre la potencia de compresión y la potencia producida en la turbina, manteniéndose constantes para ambos casos. Se puede validar, por tanto, el cambio de escala realizado y asumir como buenos los resultados obtenidos. Estos valores componen el resultado final del proceso y se pueden visualizar a fondo en el Anexo VI. Tabla de corrientes, donde se incluyen todas las corrientes presentes en el diagrama A1-PFD-101-1. Bajo estas condiciones se dimensiona el proceso completo, lo que consiste en conocer los siguientes parámetros de todas las corrientes y equipos de proceso: • Temperatura, presión, fracción molar y fase en la que se encuentran los compuestos. • Flujo molar total y fracción molar de cada componente. • Flujo másico total y fracción másica de cada componente. • Flujo volumétrico y densidad. • Flujo de entalpía de cada corriente y potencia invertida en cada equipo de aporte de trabajo o calor intercambiado en cada equipo térmico. • Número de corrientes y composición de cada flujo que entra a un equipo. Con estos valores, presentes en el Anexo VI. Tabla de corrientes, el sistema queda totalmente dimensionado y especificado. La Tabla 7.7 se expone a modo de resumen e indica las características del dimensionamiento de los equipos de intercambio del ciclo de preenfriamiento. GN alimenta Aire Propano Refr. Mixto GNL producido Gas comb. Flujo (kt/año) 1086,79 2603,47 5098,67 2182,52 1000,00 2690,26 Flujo (mol/s) 2054,62 3117,75 3994,79 2787,60 1907,61 3264,76 Estrategia de resolución TFG_02114 - 87 - 11/07/2022 Tabla 7.7. Parámetros de dimensionado de los intercambiadores de preenfriamiento con propano Compuesto Corriente (nº) Entrada (09) Salida (10) Entrada (59) Salida (60) Entrada (27) Salida (28) Tª (K) 305,0 287,3 300,0 287,3 284,3 284,3 P (bar) 48,60 48,60 65,00 65,00 6,62 6,62 Fracción vapor (mol) 1,000 0,816 1,000 1,000 0,246 0,375 Flujo másico (kt/año) 2182,5 2182,5 1086,8 1086,8 5098,7 5098,7 Flujo molar (mol/s) 2787,6 2787,6 2054,6 2054,6 3994,8 3994,8 Duty (MW) HX-201 -7,063 -1,255 8,318 Refrigerante Mixto Gas Natural Propano C. CALIENTES C. FRÍA Compuesto Corriente (nº) Entrada (10) Salida (11) Entrada (60) Salida (61) Entrada (31) Salida (32) Tª (K) 287,3 272,7 287,3 272,7 269,7 269,7 P (bar) 48,60 48,60 65,00 65,00 4,27 4,27 Fracción vapor (mol) 0,816 0,613 1,000 1,000 0,100 0,295 Flujo másico (kt/año) 2182,5 2182,5 1086,8 1086,8 3186,7 3186,7 Flujo molar (mol/s) 2787,6 2787,6 2054,6 2054,6 2496,7 2496,7 Duty (MW) HX-202 Refrigerante Mixto Gas Natural Propano -6,824 -1,495 8,318 C. CALIENTES C. FRÍA Compuesto Corriente (nº) Entrada (11) Salida (12) Entrada (61) Salida (62) Entrada (35) Salida (36) Tª (K) 272,7 256,3 272,7 256,3 253,3 253,3 P (bar) 48,60 48,60 65,00 65,00 2,45 2,45 Fracción vapor (mol) 0,613 0,437 1,000 1,000 0,101 0,364 Flujo másico (kt/año) 2182,5 2182,5 1086,8 1086,8 2246,0 2246,0 Flujo molar (mol/s) 2787,6 2787,6 2054,6 2054,6 1759,8 1759,8 Duty (MW) HX-203 -6,519 -1,800 8,319 C. CALIENTES C. FRÍA Refrigerante Mixto Gas Natural Propano Compuesto Corriente (nº) Entrada (12) Salida (13) Entrada (62) Salida (63) Entrada (39) Salida (40) Tª (K) 256,3 239,0 256,3 239,0 236,0 236,0 P (bar) 48,60 48,60 65,00 65,00 1,24 1,24 Fracción vapor (mol) 0,437 0,281 1,000 0,994 0,097 0,491 Flujo másico (kt/año) 2182,5 2182,5 1086,8 1086,8 1429,3 1429,3 Flujo molar (mol/s) 2787,6 2787,6 2054,6 2054,6 1119,8 1119,8 Duty (MW) HX-204 Refrigerante Mixto Gas Natural Propano -6,063 -2,256 8,319 C. CALIENTES C. FRÍA Estrategia de resolución TFG_02114 - 88 - 11/07/2022 Tabla 7.8. Datos térmicos de intercambio en los equipos de preenfriamiento con propano. Donde LMTD es la diferencia de temperaturas logarítmica y MITA la diferencia mínima de temperatura 7.2.4. Diseño de intercambiadores de preenfriamiento El siguiente paso tras el dimensionado de los equipos es diseñar las unidades de intercambio de calor multi-corriente utilizadas en la sección de preenfriamiento. De acuerdo con el diagrama A1-PFD-101-1 presente en el Anexo VII. Planos, se deben diseñar cuatro etapas de refrigeración. A partir del dimensionado se tienen especificadas las corrientes de entrada y salida y las variables con que opera cada unidad de intercambio. En el Capítulo 2.2.5. Tipos de intercambiadores multi-corriente se realizó una pequeña introducción a los cambiadores de calor de varios flujos. Tanto MPFHE como MSWHE son válidos para el proceso C3-MR, pudiendo incluirse ambos tipos en la sección de licuefacción. Sin embargo, de forma general, se suele optar por equipos MPFHE en la sección de preenfriamiento por tratarse de un proceso de acondicionamiento de corrientes en el que interesan equipos más compactos y de bajo coste. Además, su alta eficacia resulta interesante para su elección (Z. Wang & Li, 2016). La estrategia de diseño de este tipo de intercambiadores mediante las ecuaciones propias de estos sistemas multi-corriente es compleja. Para realizar un diseño aproximado que aporte conocimiento sobre las áreas de transferencia necesarias o sus dimensiones se utiliza el modo de diseño en la herramienta Aspen Exchanger Design & Rating V12 (EDR) (AspenTech, 2021). En el modo EDR se selecciona el tipo de intercambiador plate-fin y se agregan los datos del dimensionado previo. Para seguir el desarrollo del diseño se puede consultar el Anexo V. Equipos, apartado V. III. Diseño de intercambiadores, donde se detallan los pasos seguidos y se muestran los resultados obtenidos. A modo de resumen del apartado V. III. Diseño de intercambiadores, del Anexo V. Equipos, se muestran a continuación los datos genéricos de los equipos diseñados. En la Tabla 7.9 se pueden ver las medidas de los equipos, el número de núcleos MPFHE en paralelo que componen cada unidad, las aletas o el tipo de intercambio. HX-201 HX-202 HX-203 HX-204 Duty (MW) -8,318 -8,318 -8,319 -8,319 LMTD (K) 7,9 8,4 8,9 9,0 MITA (K) 3,0 3,0 3,0 3,0 Estrategia de resolución TFG_02114 - 89 - 11/07/2022 Tabla 7.9. Resumen de los parámetros principales No aparecen en esta tabla, aunque sí están presentes en el Anexo V. Equipos, en los apartados V. II. Hojas de especificaciones y V. III. Diseño de intercambiadores, las áreas de transferencia de cada equipo, divididas por corrientes de proceso. El área de transferencia total de cada núcleo es un dato relevante que debe conocerse. Es interesante comprobar la relación que existe entre esta área y el flujo de gas natural producido y alimentado para confirmar el correcto diseño de los equipos. Este proceso sirve, a su vez, de validación a los resultados. Si se visualiza la Tabla A.5.14 en el apartado V. III. Diseño de intercambiadores del Anexo V. Equipos, se tiene un resumen de las áreas y número de núcleos de cada unidad del preenfriamiento. El área total de los 5 núcleos de las cuatro secciones de preenfriamiento con propano es de 48.207 m2. Como el calor intercambiado total en ellos es de 33.274 kW, la relación área/calor es de 1,45 m2·kW-1. Estrategia de resolución TFG_02114 - 90 - 11/07/2022 No se han diseñado los sistemas de intercambio de la sección de licuefacción, pero si se supone que la relación área/calor necesaria para enfriar el gas natural es la misma (1,45 m2·kW-1), se puede obtener un área aproximada de los intercambiadores de licuefacción. Esta área operativa es de 68.836 m2. Por tanto, se conoce que el área total de los intercambiadores multi-corriente que permite reducir la temperatura del gas natural en este proceso C3-MR desde los 300 K hasta los 113,5 K es de 117.043 m2. Como se están tratando 135.173 kg GN·h-1 para producir 124.378 kg GNL·h-1, se puede obtener una relación entre la superficie de transferencia invertida por kilogramo de alimentación y producto. Como resultado, el GN alimentado presenta 0,8659 m2·kg-1 GN y el GNL producido posee 0,9410 m2·kg-1 GNL. En los procesos de licuefacción, esta relación debe mantenerse en el mismo orden de magnitud para sistemas de trabajo que se mueven entre las mismas temperaturas. El diseño se valida si al confrontarlo con las relaciones de otro sistema los resultados son similares. En la bibliografía consultada, se selecciona un proceso SMR que aporta los cálculos del área de transferencia para la licuefacción de gas natural desde los 298 K hasta los 118 K (Skaugen et al., 2010). Aunque el intervalo presenta ligeras diferencias, es suficiente para la comprobación. El proceso SMR comparado usa una corriente de gas natural de 64.000 kg·h-1 y produce esa misma cantidad de GNL. Durante el análisis del autor (Skaugen et al., 2010) se varían algunas condiciones para mejorar el sistema, pero el área calculada siempre es de 27.106 m2. En la etapa final, se rediseña todo el sistema de intercambio para conseguir unas necesidades de potencia de compresión mínimas. En este último caso, sí que varía el diseño del intercambiador de placas y aletas (MPFHE) y aumenta el área de transferencia total hasta los 91.129 m2 (Skaugen et al., 2010). Bajo estos dos diseños se obtienen las siguientes relaciones: 0,4235 m2·kg-1 del caso original y 1,4239 m2·kg-1 del caso rediseñado. Ambas se mantienen idénticas para el gas natural alimentado y el licuado producido, puesto que le flujo es el mismo. Comparando la relación entre la superficie por cantidad de GN alimentado, o por cantidad de GNL producido, del proceso C3-MR de diseño propio con las relaciones aportadas por el autor (Skaugen et al., 2010) se comprueba que las soluciones propuestas se encuentran dentro del rango del modelo bibliográfico. Consideraciones de seguridad TFG_02114 - 97 - 11/07/2022 consiguiente, es necesario el empleo de contenedores, materiales y ropa de protección especializada (Mokhatab et al., 2014). 8.6. Espacios confinados Estos espacios son potencialmente mortales para los trabajadores, e incluyen tanques de almacenamiento, áreas de contención u otro tipo de infraestructuras de gestión. Se deben desarrollar protocolos de entrada a los espacios confinados según la normativa vigente y acceder con dispositivos de detección de gases (Mokhatab et al., 2014). 8.7. Peligros químicos El conocimiento de las sustancias químicas empleadas durante el proceso también es de vital importancia para poder prevenir riesgos potenciales y accidentes. El personal debe estar protegido ante el uso de sustancias químicas peligrosas. Para cada producto químico debe haber una hoja de datos de seguridad disponible y fácilmente accesible en la instalación (Mokhatab et al., 2014). En el Anexo IV. Hojas de seguridad se encuentran las fichas correspondientes a las principales sustancias utilizadas. 8.8. Sistemas de seguridad de la planta En estas instalaciones es de utilidad realizar un análisis de riesgos de operación mediante la metodología HAZOP. Esta técnica de análisis permite encontrar los riesgos potenciales ante desviaciones en las variables de operación. Para poder realizar este estudio en profundidad, es necesario presentar los diagramas P&ID del proceso. Estos diagramas de instrumentación se diseñan en etapas de diseño detallado posteriores, donde se realiza también el análisis HAZOP. Aunque no se analice en detalle el efecto que tiene una alteración sobre cada nodo e instrumento del sistema, sí que se pueden resumir algunas medidas de seguridad implantadas en el diagrama A1-PFD-101-1 del Anexo VII. Planos. El grado de detalle de este diagrama no es comparable al de un P&ID, pero permite ver elementos generales de control y seguridad. Los compresores del sistema presentan una estructura previa formada por un intercambiador y un depósito de knockout, véase por ejemplo el compresor C-204 precedido por los equipos E-205 y V-207 en el diagrama A1-PFD-101-1. Los depósitos de knockout, como V-207, sirven como medio de retirada de gotas de líquido para evitar el deterioro de los compresores, diseñados para el tratamiento de gases. Por su parte, los intercambiadores previos a estos depósitos pueden atender a dos necesidades, ya sea Consideraciones de seguridad TFG_02114 - 98 - 11/07/2022 una necesidad térmica del proceso (calentar o enfriar una corriente por requerimiento del proceso utilizado) o evitar el ascenso descontrolado de la temperatura entre etapas de un tren de compresión (refrigeran las corrientes intermedias). La unidad E-205 es un claro ejemplo de este último supuesto de seguridad. En los ciclos cerrados de propano y refrigerante mixto se incluyen depósitos de seguridad que permiten insertar o extraer flujo de cada ciclo. Son las unidades V-105 y V-208 del diagrama A1-PFD-101-1. Ante imprevistos, perturbaciones o variaciones del proceso controlan que los ciclos refrigerantes se adapten, evitando así una parada de toda la instalación. En caso de problemas en el sistema de turbina de gas o sobreproducción de EFG, existe una antorcha de seguridad (NF-401) que evita la liberación del end flash gas directamente a la atmósfera. Por medio de una válvula de seguridad, la corriente se divide antes de acceder a las etapas de compresión previas a la turbina. En caso de otros problemas en la planta, esta antorcha también puede quemar gas procedente de venteos de seguridad de equipos. En los depósitos que puedan contener líquidos, véase V-207, se incluye un sistema de control de nivel para evitar el desbordamiento y derrame de sustancias al exterior, lo que puede afectar a empleados o provocar peligros en forma de incendios dependiendo de la naturaleza de los compuestos. Además, estos tanques deben contar con tubuladuras de drenaje que actúen en caso de fallo de los lazos de nivel. Para evitar una posible implosión al abrir el drenaje, se deben incluir en el diseño válvulas de venteo que se abran a la par que los drenajes. En los equipos de calefacción o refrigeración de la planta, véase E-205, se incluyen lazos de control de temperatura que permitan modificar el flujo de fluido de intercambio. La entrada de EFG a la cámara de combustión cuenta con un lazo de control de flujo y de composición que modifica la cantidad de aire que se inserta al sistema. De esta manera, se puede controlar la cantidad de oxígeno necesario que se necesita en la combustión, dependiendo de la composición de la corriente EFG y su caudal. En el diseño de todos los depósitos de la planta se deben incluir válvulas de alivio de presión que en caso de necesidad deriven el vapor hacia la antorcha. De esta manera, se pueden evitar posibles explosiones por BLEVE, especialmente en aquellos equipos que cuenten con elevadas presiones de trabajo, como V-104 (48,6 bar), donde se puedan Consideraciones de seguridad TFG_02114 - 99 - 11/07/2022 producir sobrepresiones ante perturbaciones en el sistema. La presencia de estas válvulas de alivio puede ser necesaria por cuestiones de seguridad en otros equipos del sistema como condensadores, evaporadores o intercambiadores de calor donde un fallo del suministro de refrigeración u otro servicio auxiliar pueda conducir a sobrepresiones. Equipos como las bombas se encuentran desdoblados (P-101 A/B) para que, en caso de fallo de la primera, la auxiliar esté operativa. En la parte final del proceso se debe incluir un eyector que extraiga el aire del sistema para el arranque de la planta, con su correspondiente sistema de inertizado, evitando el contacto de aire con posibles fluidos inflamables. Impacto ambiental y emisiones TFG_02114 - 100 - 11/07/2022 9. Impacto ambiental y emisiones 9.1. Gas natural Como se mostró en la Tabla 2.1 del Capítulo 2. Introducción a la industria gasista, el gas natural es el combustible fósil más respetuoso con el medio ambiente. Esto no quiere decir que no existan alternativas más limpias en la obtención de energía, si bien es cierto que a corto y medio plazo no es viable una satisfacción de la demanda energética global sin el uso de los combustibles fósiles. Las credenciales que presenta el gas natural como solución a algunos de los problemas ambientales sostienen el crecimiento mundial del consumo de gas. La importancia de una mejora en la calidad del aire y la preocupación por el cambio climático, unidas a límites burocráticos en la ampliación de las energías renovables y sectores que no consiguen encontrar opciones energéticas con bajas emisiones de carbono, favorecen el uso del gas natural por sus ventajas potenciales. La combustión del gas emite menos CO2 por unidad de energía producida que el carbón y el petróleo, además de menos contaminantes atmosféricos locales que la bioenergía, carbón y petróleo. Las centrales eléctricas de gas se adaptan de forma adecuada al funcionamiento flexible que involucra el aumento de la proporción de energías renovables en el mix energético, garantizando su correcto funcionamiento (International Energy Agency, 2017). No obstante, el gas natural sigue produciendo emisiones de CO2 en su combustión y es por sí mismo un importante gas de efecto invernadero si se emite directamente a la atmósfera. Las mayores dudas medioambientales reales sobre este gas se focalizan en las emisiones directas de metano producidas durante su producción, transporte y consumo. El potencial de efecto invernadero del metano es mucho mayor (28 veces) que el del CO2, aunque su tiempo de residencia medio en la atmósfera es mucho menor (aprox. 12,4 veces) que el del dióxido de carbono (IPCC, 2014). Por ello, se estudia implementar sistemas de captación de metano que podrían reducir este impacto entre un 40-50% y sin un coste neto, ya que el metano captado tendría un valor de mercado superior al coste de la medida de reducción (International Energy Agency, 2017). 9.2. Gas natural licuado El GNL es un producto versátil que permite reducir o eliminar la incidencia ambiental de diferentes procesos. Así, es posible evitar la quema de gas natural en yacimientos petrolíferos, sustituir el carbón de las centrales de ciclo combinado por el GNL Impacto ambiental y emisiones TFG_02114 - 101 - 11/07/2022 revaporizado o emplear GNL como un combustible más limpio para el transporte. Su menor contenido en carbono respecto al petróleo o carbón incentiva su uso en términos medioambientales (Mokhatab et al., 2014). No obstante, la vida útil de las plantas de licuefacción conlleva un impacto ambiental inherente a su uso que debe estudiarse para minimizarlo desde el diseño de la planta, durante la ejecución del proyecto y en el funcionamiento de la instalación. Por ello, es importante adecuarse a las normativas medioambientales vigentes a nivel local o comunitario. Las plantas de GNL son relativamente limpias en comparación con refinerías y plantas petroquímicas, aunque a lo largo de la cadena de suministro y procesado llevan asociadas una serie de emisiones (Mokhatab et al., 2014). Según su situación en el proceso se tienen las siguientes contribuciones: Acondicionamiento del gas natural: • Unidad de estabilización de condensados: presenta aguas residuales e hidrocarburos • Regeneración de glicol: presenta residuos químicos, hidrocarburos y aguas residuales • Unidad de eliminación de gases ácidos: presenta residuos de disolventes, mercurio y aguas residuales • Deshidratación: presenta mercurio, residuos de tamices moleculares gastados y aguas residuales • Unidad de recuperación de líquidos de GN: no presenta contaminación significativa • Sistema de recuperación de azufre, unidad de gas de cola e incineración: presenta emisiones de CO2, SOx, H2S y NOx, además de catalizadores gastados • Unidades de refrigeración: presentan emisiones de CO2, SOx, H2S, NOx y partículas de los motores de turbinas de gas • Generación de energía: presenta emisiones de CO2, SOx, H2S, NOx y partículas de los motores de turbinas de gas, además de aguas residuales y residuos químicos Licuefacción: Impacto ambiental y emisiones TFG_02114 - 102 - 11/07/2022 • Presenta emisiones de CO2, SOx, H2S, NOx y partículas de las chimeneas de descarga de las turbinas de gas, con importante contribución a las emisiones de CO2 • Incremento de las temperaturas del agua de refrigeración y del aire ambiente que puede afectar al entorno vegetal y animal Transporte: • Presenta emisiones de CO2, SOx, H2S, NOx y partículas de los motores de propulsión de los buques GNL • Emisiones de boil-off gas (BOG) Regasificación: • Presenta emisiones de CO2, SOx y NOx de los vaporizadores de combustión sumergidos • Retorno de agua de mar fría que puede afectar a la biosfera • Generación de nieblas por el uso de vaporizadores de aire ambiente para el calentamiento de GNL Debe indicarse que la distribución de emisiones entre las cuatro etapas no es la misma. El procesado y la licuefacción del GNL concentran entre el 50-80% de las emisiones totales, mientras que el transporte (10-40%) y la regasificación (2-15%) son más respetuosos con el medio ambiente (Mokhatab et al., 2014). La situación geográfica de las plantas también condiciona los impactos medioambientales y la repercusión que tienen sobre el entorno. Cobra especial importancia la protección de los ecosistemas marinos circundantes y los posibles impactos que pueden producirse sobre corales, pesquerías o los recursos adyacentes. Por todo ello, las nuevas tecnologías y mejoras desarrolladas también se orientan a la reducción de los niveles de emisiones y del impacto ambiental de las nuevas plantas construidas. Entre las medidas desarrolladas se encuentran: la implementación de energías renovables en las instalaciones de GNL, ciclos de licuefacción de refrigerante mixto más eficientes, la recuperación del calor residual, turbinas de gas aeroderivadas más eficaces, sistemas de reinyección de CO2 para su captación y secuestro, mejores equipos de licuefacción o la inclusión de centrales eléctricas de ciclo combinado en las propias instalaciones (Mokhatab et al., 2014). Impacto ambiental y emisiones TFG_02114 - 103 - 11/07/2022 9.3. Emisiones del proceso C3-MR El proceso de refrigerante mixto preenfriado con propano propuesto presenta el principal foco de emisiones en la “corriente 81” de gases de combustión, producida a la salida de la turbina de gas. Su principal contaminante es el CO2, gas de efecto invernadero del que se debe analizar su impacto y producción. También existe emisión en esta corriente de vapor de agua, el cual, aunque en menor medida, también es un potencial gas de efecto invernadero. La cantidad anual de CO2 producido es de 119,14 kt/año. El GNL producido es de 1 MTPA, es decir, 1000 kt/año, lo que supone una relación de toneladas de dióxido de carbono emitido por toneladas de GNL producido de 0,119. Cabe destacar que esta corriente de emisión supone la generación de 70,701 MW de potencia, lo que permite ahorrar en energía eléctrica. Se destinan 66,687 MW de los producidos en la turbina a los compresores de refrigerante mixto (C-101, C-102 y C-103), a los compresores de la corriente de EFG (C-401 y C-402) y a los compresores de aire (C-403 y C-404). Los 4,013 MW restantes se utilizan para otros requerimientos eléctricos. La relación de energía producida por cantidad de CO2 emitido es de 17,176 MJ/kg CO2. Por tanto, se está consiguiendo una relación de emisión de 58,2 kg CO2 por GJ producido con la corriente de EFG. Este valor se encuentra cercano a la huella de carbono estipulada por la OECC (Oficina Española de Cambio Climático) para la producción energética a partir de gas natural, que fija un factor de emisión de 56,4 kg CO2/GJ producido (Naturgy, 2019). No se tienen en cuenta durante la simulación del proceso las emisiones de NOx en la planta, aunque al utilizar la corriente EFG, que presenta un mayor contenido en nitrógeno que el gas natural, el impacto producido por estos compuestos será significativo. Conclusiones TFG_02114 - 104 - 11/07/2022 10. Conclusiones Durante este estudio se ha conseguido desarrollar un modelo validado del proceso C3-MR en el software de simulación Aspen Plus, alcanzando una producción anual de 1.000.000 de toneladas de GNL en un período operacional de 8.040 h·año-1. Para su consecución, y, en primer lugar, se ha estudiado la influencia de la temperatura de preenfriamiento sobre el sistema para establecer aquella más favorable con la que trabajar, obteniendo un intervalo operativo óptimo de 237,25 – 240,75 K. Se ha escogido el valor intermedio de 239 K como temperatura de operación por su aporte de flexibilidad al proceso. Este resultado garantiza el cumplimiento de todas las especificaciones impuestas y se encuentra supeditado a concretar una temperatura de licuefacción en la cold-box de 113,5 K. Además, es óptimo porque: • Maximiza el flujo de GN tratado y GNL producido por cantidad de refrigerante mixto empleado. • Permite obtener la mejor relación entre potencia consumida (compresores de MR, EFG y aire) y producida (turbina de gas), generando un mayor excedente de energía para el autoabastecimiento de la demanda eléctrica de la instalación. • Promueve un MITA adecuado en todos los intercambiadores multi-corriente del sistema (3 K). En segundo lugar, bajo las condiciones seleccionadas, se ha dimensionado el ciclo de preenfriamiento con propano en cuatro etapas iguales con un duty de 8,318 MW por etapa que promueve un tamaño similar de los equipos multi-corriente de intercambio térmico. A lo largo del preenfriamiento, tanto el refrigerante mixto como el gas natural reducen su temperatura hasta los 239 K, manteniendo su presión constante. Para ello, se requiere que el propano se encuentre 3 K por debajo de cada temperatura de salida, lo que implica un cambio en su presión a lo largo de las cuatro etapas. Energéticamente, el preenfriamiento del gas natural y refrigerante mixto supone un duty total de 33,274 MW. Sin embargo, lleva asociado un consumo de potencia de compresión de 15,011 MW, un gasto de calefacción de 11,101 MW y un requerimiento de refrigeración de 59,386 MW para reacondicionar el propano en su ciclo de cerrado. Por tanto, el preenfriamiento y acondicionamiento de propano conllevan el 96% del gasto en calefacción y el 59% del gasto de refrigeración de toda la instalación, lo que indica su importancia en el proceso. Conclusiones TFG_02114 - 105 - 11/07/2022 En cuanto al diseño de los intercambiadores de calor de las etapas de preenfriamiento, se han utilizado equipos multi-corriente de tipo plate & fin (MPFHE). Las cuatro unidades se componen cada una de 5 núcleos de intercambio dispuestos en paralelo, con unas medidas promedio en todos ellos de 1650x600x800 mm. La superficie de intercambio total de los 20 núcleos del preenfriamiento es de 48.207 m2. Estos equipos se encuentran construidos en aluminio y se disponen en vertical, con unas distribuciones de entrada y salida de las corrientes iguales en las tres primeras unidades y diferentes en la cuarta. Por otro lado, analizando el dimensionamiento del sistema completo, los flujos de materias primas y productos auxiliares empleados en la instalación que permiten la producción anual del millón de toneladas de GNL (1.907,61 mol·s-1) han sido de: 2.054,62 mol·s-1 de gas natural alimentado, 2.787,60 mol·s-1 de refrigerante mixto y 3.994,79 mol·s-1 de propano refrigerante. Con ellos, se ha conseguido la producción de un GNL que cumple las especificaciones de composición para su venta, pero que contiene una cantidad de nitrógeno (1,5% molar) que puede provocar la aparición del fenómeno de rollover. Este hecho, producido por la alta cantidad en el gas natural de partida (4% molar), implica la necesidad de incluir un proceso de reducción de nitrógeno fuera de los límites de este trabajo con el fin de delimitar la presencia de N2 en el producto a un valor inferior al 1% molar. Finalmente, en términos energéticos globales, el gasto de potencia de compresión total ha sido de 81,698 MW, de los cuales 66,687 MW se satisfacen con la generación energética de la turbina de gas. Del total de 70,701 MW producidos en esta, los 4,013 MW restantes se destinan al consumo eléctrico en la planta. Por su parte, el gasto total de calefacción es de 11,511 MW, mientras que la refrigeración supone 158,242 MW. De esta cantidad, 47,513 MW se utilizan en la cold-box para licuar el gas natural desde los 239 K del preenfriamiento hasta los 113,5 K. Asociado al aprovechamiento de la corriente EFG en la turbina de gas (con una relación de 0,0868 de kg EFG por kg GNL), se produce una cantidad de energía que genera unas emisiones, principalmente de CO2, con un rendimiento de 58,2 kg CO2·GJ-1. Nomenclatura TFG_02114 - 106 - 11/07/2022 11. Nomenclatura GN: gas natural GNL: gas natural licuado* PFD: process flow diagram (diagrama de flujo del proceso) EFG: end flash gas (gas de separación L-V) v12: versión 12, referida al software de Aspen Plus C3-MR: proceso de propano – refrigerante mixto VIP: virtual interconnection point (punto de interconexión virtual) CI: conexión internacional CBM: coal bed methane (metano en capas de carbón) C2+: hidrocarburos etano (C2H6) y superiores C3+: hidrocarburos propano (C3H8) y superiores S.I.: sistema internacional D/C + PYMES: doméstico/comercial + pequeñas y medianas empresas Nº o n: número FLNG: floating liquefied natural gas (instalación flotante de GNL) NORM: naturally occurring radioactive material (material radioactivo de origen natural) MR: mixed refrigerant (refrigerante mixto) AP: Air Products (empresa) MFC: mixed fluid cascade (cascada de fluidos mixtos) SMR: single mixed refrigerant (refrigerante mixto único) BOG: boil-off gas (gas de ebullición) DMR: dual mixed refrigerant (refrigerante mixto doble) PMR: parallel mixed refrigerant (refrigerante mixto en paralelo) MMLS: moveable modular liquefaction system (sistema de licuefacción modular móvil) BHGE: Baker Hughes General Electric (empres) MPFHE: multi-stream plate & fin heat exchanger (intercambiador multi-corriente de placas y aletas) MSWHE: multi-stream spiral wound heat exchanger (intercambiador multi-corriente enrollado en espiral) ANEXOS TFG_02114 - 113 - 11/07/2022 Tabla A.1.2. Resumen de las estadísticas de los países con mayores reservas de GN (2020). Adaptado y extraído de la Tabla A.1.1 País Cantidad (Tcm) Porcentaje total (%) Federación Rusa 37,4 19,9 Irán 32,1 17,1 Qatar 24,7 13,1 Turkmenistán 13,6 7,2 EE.UU 12,6 6,7 China 8,4 4,5 Venezuela 6,3 3,3 Arabia Saudí 6,0 3,2 EAU 5,9 3,2 Resto países 41,1 100,0 ANEXOS TFG_02114 - 114 - 11/07/2022 Tabla A.1.3. Datos estadísticos de la producción de gas natural, año 2020 (BP p.l.c., 2021) ANEXOS TFG_02114 - 115 - 11/07/2022 Tabla A.1.4. Resumen de las estadísticas de los países con mayor producción de GN (2020). Adaptado y extraído de la Tabla A.1.3 País Cantidad (Bcm) Porcentaje total (%) EE.UU. 914,6 23,7 Federación Rusa 638,5 16,6 Irán 250,8 6,5 China 194,0 5,0 Qatar 171,3 4,4 Canadá 165,2 4,3 Australia 142,5 3,7 Noruega 111,5 2,9 Arabia Saudí 112,1 2,9 Argelia 81,5 2,1 Resto países 1071,7 27,9 ANEXOS TFG_02114 - 116 - 11/07/2022 Tabla A.1.5. Datos estadísticos del consumo de gas natural, año 2020 (BP p.l.c., 2021) ANEXOS TFG_02114 - 117 - 11/07/2022 Tabla A.1.6. Resumen de las estadísticas de los países con mayor consumo de GN (2020). Adaptado y extraído de la Tabla A.1.5 País Cantidad (Bcm) Porcentaje total (%) EE.UU. 832,0 21,8 Federación Rusa 411,4 10,8 China 330,6 8,6 Irán 233,1 6,1 Canadá 112,6 2,9 Arabia Saudí 112,1 2,9 Japón 104,4 2,7 México 86,3 2,3 Alemania 86,5 2,3 Resto países 1513,8 39,6 ANEXOS TFG_02114 - 118 - 11/07/2022 Tabla A.1.7. Datos estadísticos de los principales movimientos internacionales de GNL, año 2020 (BP p.l.c., 2021) ANEXOS TFG_02114 - 119 - 11/07/2022 Tabla A.1.8. Datos estadísticos de las exportaciones de GNL, año 2020 (BP p.l.c., 2021) Tabla A.1.9. Resumen de las estadísticas de exportación de GNL (2020). Adaptada y extraída de la Tabla A.1.8 País Cantidad (Bcm) Porcentaje (%) Australia 106,2 21,8 Qatar 106,1 21,7 EE.UU. 61,4 12,6 Rusia 40,4 8,3 Malasia 32,8 6,7 Nigeria 28,4 5,8 Indonesia 16,8 3,4 Argelia 15,0 3,1 Trinidad y Tobago 14,3 2,9 Omán 13,2 2,7 ANEXOS TFG_02114 - 120 - 11/07/2022 Tabla A.1.10. Datos estadísticos de las importaciones de GNL, año 2020 (BP p.l.c., 2021) Tabla A.1.11. Resumen de las estadísticas de importaciones internacionales (2020). Adaptada y extraída de Tabla A.1.10 Tabla A.1.12. Resumen de las estadísticas de importaciones europeas (2020). Adaptada y extraída de la Tabla A.1.10 País Cantidad (Bcm) Porcentaje (%) Japón 102,0 20,9 China 94,0 19,3 Corea del Sur 55,3 11,3 India 35,8 7,3 Taiwán 24,7 5,1 España 20,9 4,3 Francia 19,6 4,0 Reino Unido 18,6 3,8 Turquía 14,8 3,0 Italia 12,1 2,5 País Cantidad (Bcm) Porcentaje (%) Resto UE 23,7 20,6 España 20,9 18,2 Francia 19,6 17,1 Reino Unido 18,6 16,2 Turquía 14,8 12,9 Italia 12,1 10,5 Bélgica 5,1 4,4 Resto Europa 0,1 0,1 ANEXOS TFG_02114 - 121 - 11/07/2022 Tabla A.1.13. Movimientos comerciales de GN vía gaseoducto en 2020 (BP p.l.c., 2021) ANEXOS TFG_02114 - 122 - 11/07/2022 Tabla A.1.14. Comercio internacional de GN y GNL comparados, año 2020 (BP p.l.c., 2021) ANEXOS TFG_02114 - 129 - 11/07/2022 Ciclo de preenfriamiento con propano Basado en la zona del ciclo de preenfriamiento con propano del proceso “Propane precooled phase separator C3-MR process” de la bibliografía (Venkatarathnam, 2008). Se mantiene la numeración seguida por el autor. Figura A.2.2. Simulación del ciclo de preenfriamiento con propano de cuatro etapas (AspenTech, 2021) ANEXOS TFG_02114 - 130 - 11/07/2022 Propane precooled phase separator C3-MR process Basado en el proceso homónimo presente en la bibliografía (Venkatarathnam, 2008), presenta algunos elementos adicionales que mejoran la forma de operar. Básicamente, incluye los dos modelos previos en una única simulación. La numeración de este proceso difiere de la seguida por el autor. Este proceso es el sometido al escalado para forzar a la producción de 1 MTPA de GNL. Figura A.2.3. Simulación de “Propane precooled phase separator C3-MR process” (AspenTech, 2021) ANEXOS TFG_02114 - 131 - 11/07/2022 II. II. Validación de modelos A continuación, se detallan las desviaciones en los resultados obtenidos respecto a los valores aportados por el autor (Venkatarathnam, 2008). Se remarcan las diferencias de la tabla en diferentes colores dependiendo del grado de desviación. Así, para un error del 0%, los resultados aparecen en verde; para un error comprendido entre 0 – 1% los resultados se encuentran en amarillo; para diferencias superiores al 1% los valores se aprecian en rojo. Los resultados sin valor son aquellos no proporcionados por el autor o en los que, para su cálculo, se producían indeterminaciones al tener un valor nulo. ANEXOS TFG_02114 - 132 - 11/07/2022 Modelo “Precooled LNG process with a phase separator” La validación de este modelo se realiza comparando los resultados del proceso simulado en la Figura A.2.1 y del proceso propuesto por el autor (Venkatarathnam, 2008) en la Figura A.2.4. La numeración del autor se emplea en la validación. Figura A.2.4. Esquema de “Precooled LNG process with a phase separator” (Venkatarathnam, 2008) Aunque en la Figura A.2.4 no se detalle, el proceso de compresión se realiza mediante el tren indicado en la Figura A.2.5. Figura A.2.5. Tren de compresión incluido en la Figura A.2.4 (Venkatarathnam, 2008) La Tabla A.2.1 y la Tabla A.2.2 muestran las desviaciones en los resultados de este modelo. ANEXOS TFG_02114 - 133 - 11/07/2022 Tabla A.2.1. Desviación de los resultados obtenidos en la simulación respecto a los valores de la bibliografía (Venkatarathnam, 2008) para el modelo “Precooled LNG process with a phase separator”. Parte 1/2 Tabla A.2.2. Desviación de los resultados obtenidos en la simulación respecto a los valores de la bibliografía (Venkatarathnam, 2008) para el modelo “Precooled LNG process with a phase separator”. Parte 2/2 Nº corriente: a b 1 2a 2b 2c 2d 2 3 4 5 6 7 Temperatura (K) - - 0,0205% -----0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Presión (bar) - - 0,0000% -----0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Fracción vapor - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% -0,2223% 0,0000% - - Flujo molar (mol/s) - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% -0,2223% -0,2223% -0,2223% Composición (mol/mol) N2 - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,2059% 0,2059% 0,2059% Metano - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,6010% 0,6010% 0,6010% Etano - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% -2,1297% -2,1297% -2,1297% Propano 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% -3,8955% -3,8955% -3,8955% n-Butano ------------- i-Butano ------------- i-Pentano ------------- Nº corriente: 8 9 10 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 Temperatura (K) 0,2341% 0,7834% 0,3779% 0,0000% 0,0000% 0,3397% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - - Presión (bar) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - - Fracción vapor 2,6224% 1,4239% 1,6358% - - 1,6893% 0,0000% -0,3480% - - - - - Flujo molar (mol/s) -0,2223% -0,2223% 0,0000% 0,0908% 0,0908% 0,0908% -2,1978% -2,1978% -2,1978% -2,1978% - - - Composición (mol/mol) N2 0,2059% 0,2059% 0,0000% -0,9235% -0,9235% -0,9235% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - Metano 0,6010% 0,6010% 0,0000% -0,3435% -0,3435% -0,3435% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - Etano -2,1297% -2,1297% 0,0000% 0,1528% 0,1528% 0,1528% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - Propano -3,8955% -3,8955% 0,0000% 0,2848% 0,2848% 0,2848% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - n-Butano ------0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - i-Butano ------0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - i-Pentano ------0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - ANEXOS TFG_02114 - 134 - 11/07/2022 Modelo “Propane precooled phase separator C3-MR process” La validación de este modelo se realiza sólo para la zona recuadrada del precooler. El resto del proceso (cold-box, compresión de MR…) presenta los mismos valores validados en el apartado previo. Se comparan los valores de la simulación de la Figura A.2.2 con los del proceso propuesto por el autor (Venkatarathnam, 2008) en la Figura A.2.6. Figura A.2.6. Esquema de “Propane precooled phase separator C3-MR process” (Venkatarathnam, 2008) La Tabla A.2.3, la Tabla A.2.4 y la Tabla A.2.5 muestran las desviaciones en los resultados. La numeración del autor se utiliza en la validación. ANEXOS TFG_02114 - 135 - 11/07/2022 Tabla A.2.3. Desviación de los resultados obtenidos en la simulación respecto a los valores de la bibliografía (Venkatarathnam, 2008) para el modelo “Propane precooled phase separator C3-MR process”. Parte 1/3 Tabla A.2.4. Desviación de los resultados obtenidos en la simulación respecto a los valores de la bibliografía (Venkatarathnam, 2008) para el modelo “Propane precooled phase separator C3-MR process”. Parte 2/3 Tabla A.2.5. Desviación de los resultados obtenidos en la simulación respecto a los valores de la bibliografía (Venkatarathnam, 2008) para el modelo “Propane precooled phase separator C3-MR process”. Parte 3/3 Nº Corriente 3 4 5 6 7 17 18 19 20 21 22 Temperatura (K) 0,0000% 0,1210% 0,0994% 0,0572% 0,0000% -0,7147% 0,0000% 0,1209% 0,1209% 0,1209% 0,1350% Presión (bar) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 1,2566% 1,2568% 1,5278% 1,5278% 1,5278% 2,0291% Fracción vapor 0,0000% -0,7505% -0,6642% -0,5217% -0,2231% 0,0000% 0,0000% 0,6502% 0,0000% 0,0000% 2,5261% Flujo molar (mol/s) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 1,4606% 1,4606% 1,4606% 1,4606% 1,5282% 1,5282% Composición (mol/mol) N2 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - - - - - Metano 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - - - - - Etano 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% - - - - - - Propano 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% n-Butano - - - - - - - - - - - i-Butano - - - - - - - - - - - i-Pentano - - - - - - - - - - - Nº Corriente 23 24 25 26 27 28 29 30 31 32 33 Temperatura (K) 0,1350% 0,1350% 0,0283% 0,0283% 0,0283% -0,0002% -0,0002% -0,5945% -0,1997% -0,5845% -0,3997% Presión (bar) 2,0291% 2,0291% 0,0000% 0,0000% 0,0000% -0,4297% -0,4297% 0,0000% 0,0000% 2,0291% 2,0291% Fracción vapor 0,0000% 0,0000% 4,9258% 0,0000% 0,0000% 4,4487% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Flujo molar (mol/s) 1,5282% 1,5603% 1,5603% 1,5603% 1,2715% 1,2715% 1,2715% 1,2715% 1,5603% 1,5603% 1,5282% Composición (mol/mol) N2 - - - - - - - - - - - Metano - - - - - - - - - - - Etano - - - - - - - - - - - Propano 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% n-Butano - - - - - - - - - - - i-Butano - - - - - - - - - - - i-Pentano - - - - - - - - - - - Nº Corriente 34 35 36 37 38 39 40 41 42 43 Temperatura (K) -0,5854% -0,3552% 0,1209% 0,1350% 0,0283% 0,0000% 0,1210% 0,0994% 0,0572% 0,0000% Presión (bar) 1,5278% 1,5278% 1,5278% 2,0291% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Fracción vapor 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% -0,3480% Flujo molar (mol/s) 1,5282% 1,4606% 1,6165% 1,4576% 1,3760% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Composición (mol/mol) N2 - - - - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Metano - - - - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Etano - - - - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Propano 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% n-Butano - - - - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% i-Butano - - - - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% i-Pentano - - - - - 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% ANEXOS TFG_02114 - 136 - 11/07/2022 II. III. Validación del cambio de escala Tabla A.2.6. Desviaciones de temperatura, presión y fracción molar entre el proceso base y el proceso escalado para el aumento de la producción Tabla A.2.7. Relaciones másicas y molares de los refrigerantes (PROP y MR) y el producto (GNL) respecto a la materia prima alimentada (GN) antes del cambio de escala MR/GN 2,0082 kg/kg 1,3567 mol/mol GNL/GN 0,9201 kg/kg 0,9284 mol/mol PROP/GN 4,6911 kg/kg 1,9441 mol/mol Tabla A.2.8. Relaciones másicas y molares de los refrigerantes (PROP y MR) y el producto (GNL) respecto a la materia prima alimentada (GN) después del cambio de escala MR/GN 2,0082 kg/kg 1,3567 mol/mol GNL/GN 0,9201 kg/kg 0,9284 mol/mol PROP/GN 4,6915 kg/kg 1,9443 mol/mol 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10 T (K) 0,0000% -0,0002% -0,0002% -0,0002% 0,0000% 0,0000% 0,0004% 0,0007% 0,0006% 0,0000% P (bar) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Frac Vap (adim) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0021% 0,0040% 0,0033% -0,0003% 11 12 13 14 15 16 17 18 19 20 T (K) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% -0,0005% -0,0001% 0,0000% 0,0000% 0,0000% -0,0013% P (bar) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Frac Vap (adim) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0001% -0,0006% -0,0008% 0,0000% 0,0000% 0,0003% 0,0000% 21 22 23 24 25 26 27 28 29 30 T (K) 0,0004% 0,0000% -0,0012% -0,0012% -0,0012% -0,0025% -0,0025% -0,0025% -0,0020% -0,0020% P (bar) 0,0000% 0,0000% -0,0095% -0,0095% -0,0095% -0,0216% -0,0216% -0,0216% -0,0184% -0,0184% Frac Vap (adim) 0,0000% 0,0000% 0,0087% 0,0000% 0,0000% 0,0194% -0,0034% 0,0000% -0,0140% -0,0082% 31 32 33 34 35 36 37 38 39 40 T (K) -0,0020% -0,0001% -0,0001% -0,0001% -0,0027% -0,0023% -0,0027% -0,0026% -0,0008% -0,0010% P (bar) -0,0184% -0,0010% -0,0010% -0,0010% -0,0184% -0,0184% -0,0216% -0,0216% -0,0095% -0,0095% Frac Vap (adim) 0,0000% -0,0286% -0,0095% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 41 42 43 44 45 46 47 48 49 50 T (K) -0,0012% -0,0025% -0,0020% 0,0000% 0,0004% 0,0007% 0,0006% 0,0000% 0,0000% 0,0000% P (bar) -0,0095% -0,0216% -0,0184% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Frac Vap (adim) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 51 52 53 54 55 56 57 58 59 60 T (K) 0,0000% 0,0000% 0,0000% -0,0001% -0,0002% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% P (bar) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% Frac Vap (adim) 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% 0,0000% ANEXOS TFG_02114 - 137 - 11/07/2022 Anexo III. Gráficas de resultados Temperatura de preenfriamiento 235 – 245 K y temperatura de cold-box 112,5 K Figura A.3.1. Potencia requerida y producida en el sistema, además de la diferencia entre ambas, en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021). Para 112,5 K en la salida de la cold-box. Donde: EFGPOWER es la potencia en la corriente EFG, AIRPOWER es la potencia en la entrada de aire, MRPOWER la potencia en el ciclo de refrigerante mixto, TURPOWER la potencia obtenida en la turbina de gas y DIFPOWER la diferencia de potencia entre la consumida y producida (si es negativa se produce más potencia de la que se consume) Figura A.3.2. Valor del MITA en el intercambiador HX-3 en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021). Para 112,5 K en la salida de la cold-box S-1 - Results Summary VARY 1 15 MIXED TEMPERAT URE K DIFPOWER TURPOWER KW MRPOWER KW AIRPOWER KW EFGPOWER KW 235,0 235,5 236,0 236,5 237,0 237,5 238,0 238,5 239,0 239,5 240,0 240,5 241,0 241,5 242,0 242,5 243,0 243,5 244,0 244,5 245,0 -0,25 -0,20 -0,15 -0,10 -0,05 0,00 0,05 0,10 0,15 0,20 0,25 0,30 0,35 0,40 0,45 -22,50 -22,25 -22,00 -21,75 -21,50 -21,25 -21,00 -20,75 -20,50 7,0 7,2 7,4 7,6 7,8 8,0 8,2 8,4 8,6 13,0 13,1 13,2 13,3 13,4 13,5 13,6 13,7 13,8 13,9 14,0 14,1 14,2 0,2275 0,2300 0,2325 0,2350 0,2375 0,2400 0,2425 0,2450 0,2475 0,2500 EFGPOWER KW AIRPOWER KW MRPOWER KW TURPOWER KW DIFPOWER S-1 - Results Summary VARY 1 15 MIXED TEMPERAT URE K HX3MITA K 235,0 235,5 236,0 236,5 237,0 237,5 238,0 238,5 239,0 239,5 240,0 240,5 241,0 241,5 242,0 242,5 243,0 243,5 244,0 244,5 245,0 1,5 2,0 2,5 3,0 3,5 4,0 4,5 5,0 5,5 6,0 HX3MITA K ANEXOS TFG_02114 - 138 - 11/07/2022 Figura A.3.3. Temperatura de las corrientes intermedias entre los intercambiadores HX-2 y HX-3 en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021). Para 112,5 K en la salida de la cold-box Figura A.3.4. Temperatura y fracción de vapor en la corriente de refrigerante mixto de baja presión a la salida de HX-2 previa al tren de compresión en Aspen Plus v12 (AspenTech, 2021). Para 112,5 K en la salida de la cold-box S-1 - Results Summary VARY 1 15 MIXED TEMPERAT URE K TEMP K 235,0 235,5 236,0 236,5 237,0 237,5 238,0 238,5 239,0 239,5 240,0 240,5 241,0 241,5 242,0 242,5 243,0 243,5 244,0 244,5 245,0 133 134 135 136 137 138 139 140 141 142 143 144 145 146 S9TEMP K S10TEMP K S-1 - Results Summary VARY 1 15 MIXED TEMPERAT URE K S10AVFRA S10ATEMP K 235,0 235,5 236,0 236,5 237,0 237,5 238,0 238,5 239,0 239,5 240,0 240,5 241,0 241,5 242,0 242,5 243,0 243,5 244,0 244,5 245,0 0,940 0,945 0,950 0,955 0,960 0,965 0,970 0,975 0,980 0,985 0,990 0,995 1,000 220,0 222,5 225,0 227,5 230,0 232,5 235,0 237,5 240,0 242,5 S10ATEMP K S10AVFRA