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Proyecto Fin de Carrera Evaluación de sistemas de captura de CO2 en una planta de extracción de bitumen in situ Autora Andrea Ariadna Checa García Directora Irene Bolea Agüero Ponente Luis Miguel Romeo Giménez Ingeniería Industrial Escuela de Ingeniería y Arquitectura 2013 RESUMEN DEL PROYECTO Las arenas bituminosas son una combinación de arcilla, arena, agua y bitumen (una sustancia parecida a la brea) que se encuentra en grandes cantidades en diversas partes del mundo, sobre todo en Canadá, aunque también en Venezuela, Estados Unidos o Rusia. De estas arenas se extrae el bitumen, un hidrocarburo altamente viscoso del que se puede obtener petróleo crudo sintético tras su procesamiento y refinado. Recientemente se ha incrementado su explotación ya que pueden resultar unas grandes competidoras frente al petróleo, pues sólo las reservas de Canadá constituyen la tercera reserva probada de petróleo del mundo. El 80% de las arenas bituminosas debe extraerse empleando los llamados métodos de extracción in situ. La técnica de extracción in situ más extendida es la Segregación Gravitacional Asistida por Vapor, o proceso SAGD. Partiendo de la base teórica que explica el funcionamiento del proceso SAGD, se ha elaborado un modelo con el que poder analizar la operación de las plantas que emplean esta técnica. El proceso SAGD requiere para la extracción de un barril de bitumen 3,4 kWh de electricidad y 3 barriles de vapor de agua. Durante la simulación, el ritmo de extracción de bitumen de 100.000 bbl/d fija los requerimientos energéticos relativos al bitumen de la planta. El modelo se compone de una instalación de cogeneración, un generador de vapor y los pozos de extracción. Sus equipos se alimentan de gas natural, lo que implica emitir CO2 a la atmósfera. Debido a que éste es un gas de efecto invernadero, se estudia la implantación de dos sistemas de captura para mitigar sus emisiones. En primer lugar se ha determinado la operación de la planta sin captura de CO2, que se toma como referencia para comparar los efectos de la implantación de los sistemas de captura. Los resultados obtenidos de la simulación del modelo de referencia con EES, indican que tiene un consumo eléctrico de 14.354 kW, y de vapor, medido por la potencia térmica, de 60.800 kWt. Para satisfacer las demandas energéticas se queman 2,28 m3N/s de gas natural, emitiendo 4,49 kg/s de CO2. La primera posibilidad ha sido incluir en el modelo un sistema de captura basado en la absorción química con aminas. Para ello, es necesario implantar una unidad de absorción química y una unidad de compresión de CO2. De la primera se deriva un aumento de la potencia térmica, demandando 20.963 kWt extra. La segunda precisa 1.887 kW eléctricos. Satisfacer estas nuevas necesidades implica aumentar el consumo de combustible en la planta un 30,26%, creciendo también el CO2 generado. El 90% del CO2 que se genera, se captura, logrando evitar la emisión de 3,91 kg/s de CO2 respecto a la planta de referencia. Esto corresponde a emitir un 87,08% menos CO2 que en el caso de referencia. Como segunda opción para reducir las emisiones de CO2, se estudia la posibilidad de operar la planta SAGD en oxicombustión. Se requiere una unidad para separar el oxígeno del aire, que consume 5.114 kW de electricidad. Además, se deben aportar 1.557 kW al tren de compresores de CO2. El consumo de gas natural aumenta un 7,5% respecto a la planta de referencia, pero se consiguen evitar 4,01 kg/s de CO2, es decir, las emisiones son un 89,3% menores que en la configuración inicial. Respecto al CO2 evitado, no se puede concluir que una tecnología sea más apropiada que otra, ya que las diferencias no son los suficientemente grandes. Pero, dado que en términos energéticos la oxicombustión tiene repercusiones más leves sobre la planta que la unidad de absorción química, se concluye que ésta sería la tecnología más apropiada para su implantación en una planta SAGD. No obstante la captura con aminas también resulta una opción eficiente y viable a priori. 1. INTRODUCCIÓN Y OBJETIVOS .............................................................. 1 2. EXTRACCIÓN DE BITUMEN IN SITU. EL PROCESO SAGD ........................ 5 2.1- PLANTA COMERCIAL DE EXTRACCIÓN DE BITUMEN MEDIANTE SAGD .................................................................................................. 7 3. SIMULACIÓN DE UNA PLANTA SAGD CONVENCIONAL DE EXTRACCIÓN DE BITUMEN ............................................................................................ 9 3.1- REQUERIMIENTOS ENERGÉTICOS DEL PROCESO SAGD ............. 12 3.1.1- Electricidad ........................................................................................ 12 3.1.2- Vapor de agua ................................................................................... 13 3.2- RESULTADOS DE LA SIMULACIÓN DE LA PLANTA DE REFERENCIA ......................................................................................................... 15 3.2.1- Cogeneración ..................................................................................... 15 3.2.2- Generador de vapor ........................................................................... 19 4. OPCIONES PARA CAPTURAR EL CO2 DE LAS PLANTAS SAGD ............... 21 4.1- LA ABSORCIÓN QUÍMICA CON AMINAS ..................................... 21 4.2- LA OXICOMBUSTIÓN ................................................................. 23 4.3- LA COMPRESIÓN DEL CO2 .......................................................... 24 5. SIMULACIÓN DE LA PLANTA SAGD CON CAPTURA DE CO2 ................. 25 5.1- CAPTURA DE CO2 MEDIANTE ABSORCIÓN QUÍMICA CON AMINAS ......................................................................................................... 25 5.1.1- Modelo de operación de la planta con absorción química ............... 25 5.1.2- Penalizaciones energéticas a la planta: resultados y comparación .. 29 5.1.3- CO2 evitado ........................................................................................ 31 5.2- CAPTURA DE CO2 CON OXICOMBUSTIÓN .................................. 33 5.2.1- Modelo de operación de la planta en oxicombustión ....................... 33 5.2.2- Penalizaciones energéticas a la planta: resultados y comparación .. 37 5.2.3- CO2 evitado ........................................................................................ 39 5.3- COMPARACIÓN Y DISCUSIÓN DE LOS RESULTADOS .................. 41 5.3.1- Penalizaciones energéticas ................................................................ 41 5.3.2- CO2 evitado. ....................................................................................... 42 6. CONCLUSIONES Y TRABAJO FUTURO ................................................. 43 6.1- CONCLUSIONES ......................................................................... 43 6.2- TRABAJO FUTURO ..................................................................... 44 7. REFERENCIAS ..................................................................................... 45 Anexo I. EVALUACIÓN DE LA SENSIBILIDAD DE LA OPERACIÓN DE UNA PLANTA SAGD ....................................................................................... 49 I.1- INTRODUCCIÓN .......................................................................... 49 I.2- EXCESO DE AIRE EN LA TURBINA DE GAS .................................... 49 I.3- INFLUENCIA DEL SOR .................................................................. 52 Anexo II. SEPARACIÓN Y CAPTURA DEL CO2 ........................................... 55 II.1- INTRODUCCIÓN ......................................................................... 55 II.2- TECNOLOGÍAS DE SEPARACIÓN Y SISTEMAS DE CAPTURA ........ 55 II.2.1- Post-combustión ................................................................................ 56 II.2.2- Pre-combustión .................................................................................. 59 II.2.3- Oxicombustión ................................................................................... 61 II.2.3- Chemical looping ............................................................................... 62 II.3- LA COMPRESIÓN DEL CO2 .......................................................... 63 Anexo III. UNIDAD DE SEPARACIÓN DEL AIRE PARA LA CAPTURA EN OXICOMBUSTIÓN .................................................................................. 67 1. INTRODUCCIÓN Y OBJETIVOS 1 1. INTRODUCCIÓN Y OBJETIVOS Según las proyecciones de la Agencia Internacional de la Energía, la demanda mundial de energía habrá aumentado un 47% en el 2035 [1]. El impacto del crecimiento económico mundial y el aumento del nivel de vida, especialmente en los países en vías de desarrollo, son las principales causas del mayor consumo energético. Para satisfacer este crecimiento sustancial de la demanda, serán necesarias todas las fuentes de energía existentes [1]. Sin embargo, de entre todas ellas, el petróleo juega un papel dominante, y se espera que esta situación continúe durante décadas. A pesar de las inversiones que los países están haciendo en energías renovables, eficiencia energética y otras medidas para promover y respaldar un panorama energético basado en las mínimas emisiones de gases de efecto invernadero, específicamente el CO2, la Agencia Internacional de la Energía estima que la demanda mundial de petróleo aumentará un 1% al año hasta el 2030 [2]. A medida que los pozos de petróleo más ligero y más accesibles se van a agotando en el mundo, los países se están valiendo cada vez más de los recursos petrolíferos más pesados y menos accesibles, que requieren un procesamiento mayor [2]. Una de las mayores reservas petrolíferas del mundo no se encuentra en Oriente Medio ni en Alaska, sino en Canadá: son las llamadas arenas bituminosas [3]. Además de en Canadá, sobre todo en la región de Alberta, también existen en Venezuela, Estados Unidos o Rusia [4]. Estos yacimientos, que ocupan una superficie de 142.000 km2, constituyen la tercera reserva probada de petróleo en el mundo [2]. Las arenas bituminosas son una combinación de arcilla, arena, agua y bitumen (una sustancia parecida a la brea). De estas arenas se extrae el bitumen, un hidrocarburo altamente viscoso con un ratio carbono – hidrógeno elevado, que tradicionalmente se ha utilizado para la pavimentación de carreteras. El bitumen normalmente se obtiene como un producto intermedio en los procesos convencionales de destilación de petróleo. La elevada concentración de bitumen presente en las arenas bituminosas canadienses y los actuales precios del petróleo, hacen viable económicamente su extracción para la obtención de petróleo crudo sintético, tras su procesamiento y refinado a través de largas cadenas. Los granos de las arenas bituminosas se encuentran rodeados por una primera capa de agua y bajo esta, por otra de bitumen. Calentar el agua y el bitumen es la manera más sencilla de liberarlos. La capa geológica rica en bitumen se sitúa bajo tierra a profundidades desiguales dependiendo de la zona geográfica del planeta rica en arenas bituminosas en que se encuentra [3]. El bitumen puede extraerse a través de dos métodos, dependiendo de su profundidad. Alrededor del 20% de las arenas bituminosas se encuentra a menos de 75 metros de la superficie y se puede acceder a ellas empleando la minería de superficie o a cielo abierto. La minería de superficie consiste en excavar y extraer del suelo la arena más valiosa, y posteriormente mezclarla con agua caliente para separar el bitumen de la arena. El 80% restante se encuentra a demasiada profundidad para emplear la minería, por lo que deben emplearse los llamados métodos de extracción in situ. Estos métodos consisten en inyectar vapor de agua bajo tierra para separar el bitumen de la arena y posteriormente bombearlo a la superficie a través de pozos. La técnica de extracción de bitumen in situ más extendida es la Segregación Gravitacional Asistida por Vapor, o proceso SAGD (Steam Assisted Gravity Drainage). El bitumen bruto, al ser una forma petróleo pesada no puede ser transportado por Andrea A. Checa García 2 tuberías. Por tanto una vez extraído, o bien se diluye con hidrocarburos más ligeros que permiten que fluya a través de las tuberías, o bien se refina para transformarlo en petróleo más ligero [2]. El bitumen canadiense se está convirtiendo en una fuente de energía predominante en los mercados de Norte América. La instalación de operadores en las arenas bituminosas de Canadá ha experimentado una fuerte crecida en la última década, y es probable que esta tendencia continúe [5]. Los procesos para extraer y refinar el bitumen requieren grandes cantidades de energía, principalmente en forma de electricidad y vapor de agua. Estos requerimientos energéticos se generan casi en su totalidad a partir de combustibles fósiles (gas natural mayoritariamente), lo que resulta en considerables emisiones atmosféricas de CO2 [6]. El CO2 es uno de los principales gases de efecto invernadero. La capacidad de estos gases para retener la radiación infrarroja es fundamental para la vida. No obstante, el fuerte aumento de su concentración en la atmósfera durante los últimos años está provocando el cambio climático del planeta. De entre estos aumentos destaca el de la concentración de CO2, el cual lleva asociadas preocupaciones medioambientales dado que tiene un origen principalmente antropogénico. La concentración de CO2 en la atmósfera ha cambiado de forma periódica en el último medio millón de años desde mínimos de 180 ppm hasta máximos de 280 ppm marcando eras glaciares e interglaciares, respectivamente. Estos ciclos naturales se rompieron a partir del siglo XIX con el uso masivo de combustibles fósiles que elevaron la concentración atmosférica hasta las 380 ppm e incrementaron la temperatura media del planeta 0,6ºC en el siglo XX [7]. El panel intergubernamental sobre el cambio climático (IPCC) prevé que en el 2100 la temperatura media del planeta habrá aumentado entre 1,1 y 6,4 ºC [8]. Las emisiones de gases de efecto invernadero en Canadá debidas sólo al uso del gas natural podrían alcanzar en 2020 valores de 150 Mt de CO2 [3], a causa de la explotación de las arenas bituminosas. Esto correspondería al 17% de las previsiones totales de Canadá para ese año. El 29 de abril de 1998 Canadá firmó el protocolo de Kyoto, el cual ratificó el 17 de diciembre de 2002 [3]. El protocolo establecía para Canadá reducir sus emisiones de gases de efecto invernadero un 6% respecto a 1990, entre 2008 y 2012 [9]. Sin embargo, en 2004 los niveles de emisión habían crecido un 26,6% respecto a 1990 [10]. El 13 de Abril de 2005, Canadá anunció un plan para cumplir los objetivos del protocolo de Kyoto. La mira en estos objetivos duraría hasta el 8 de febrero de 2007, cuando los abandonó [11]. No obstante, el 26 de abril del mismo año, anunció un nuevo plan alternativo contra el cambio climático, llamado “Turning the corner”. El objetivo de éste es conseguir una reducción total de los gases de efecto invernadero industriales de 150 Mt de CO2 en 2020, o aproximadamente una reducción del 20% en relación a los niveles de 2006 [12]. Como puede observarse, paralelamente al desarrollo de la explotación de las arenas bituminosas, las preocupaciones medioambientales nacionales e internacionales han ido creciendo. Esto ha impulsado a los gobiernos y a las industrias a buscar soluciones para mitigar las emisiones de CO2 procedentes de las operaciones en las arenas bituminosas. Los sistemas de captura y almacenamiento de CO2 (CCS: Carbon Capture and Storage) han surgido en los 1. INTRODUCCIÓN Y OBJETIVOS 3 últimos años como medios viables para mitigar las emisiones de CO2. Acoplar estas tecnologías a las plantas de extracción de bitumen, puede reducir drásticamente la intensidad de sus emisiones de CO2. Las corrientes de CO2 que se capturarían en las industrias gracias a estos sistemas pueden tener distintos fines. Se pueden emplear en operaciones de recuperación mejorada del petróleo (EOR: Enhanced Oil Recovery) y operaciones de recuperación del metano en capas de carbón (ECBM: Enhanced Coal Bed Methane), o bien se pueden almacenar en sumideros bajo tierra. Dichos sumideros de CO2 existen en Alberta en la actualidad, ya que aproximadamente la mitad de su territorio se considera adecuado para el almacenamiento geológico de CO2 [6]. En este proyecto se modela una planta de extracción de bitumen “in situ” (SAGD), incluyendo dos sistemas de captura de CO2 alternativos: captura en post-combustión con absorción química de aminas y oxicombustión. La finalidad de ambos es la producción de una corriente con elevada concentración de CO2, que pueda ser ya directamente comprimida y transportada para su almacenamiento. El objetivo del proyecto es evaluar qué método de captura es el más conveniente en términos energéticos. Durante el desarrollo, se analiza el incremento en el consumo de combustible (gas natural) debido a los sistemas de captura y se compara el CO2 producido y evitado en cada caso. Para lograr conquistar los objetivos presentados se sigue el siguiente esquema:  En primer lugar, se describe el proceso SAGD de extracción in situ de las arenas bituminosas, y la operación de una planta SAGD comercial de extracción de bitumen en Canadá.  A partir de ésta, en el tercer capítulo se elabora un modelo que permite representar el funcionamiento de una planta SAGD de extracción de bitumen. Con la ayuda del programa informático EES, se simula la planta en base al modelo, y posteriormente, se analizan los resultados obtenidos de la simulación. El análisis se lleva a cabo tanto para cada uno de los bloques que componen el modelo de la planta, como para el conjunto de la misma. Estos resultados serán la referencia para comparar los impactos de incluir los sistemas de captura. Además, en el Anexo I se evalúa cómo influyen sobre la planta ciertos parámetros de operación.  El capítulo cuarto expone el funcionamiento de las dos opciones tecnológicas consideradas para capturar el CO2 en la planta SAGD.  En el capítulo quinto, se estudian y comparan los dos sistemas de captura presentados en el capítulo anterior. En primer lugar, se evalúa la captura en post-combustión con absorción química de aminas. Partiendo de su explicación teórica, se modifica el modelo de referencia incluyendo en éste el sistema de captura considerado. Una vez hecha la simulación con EES, se evalúan las penalizaciones energéticas sobre el sistema y la disminución de emisiones de CO2 que comporta. Se procede de manera análoga con la oxicombustión. Finalmente, se comparan energéticamente y en términos de reducciones de CO2 los dos sistemas de captura considerados.  En el último capítulo, se exponen las conclusiones extraídas del estudio, y las posibles continuaciones a este trabajo. Figura 5. Modelo de operación 3. SIMULACIÓN DE UNA PLANTA SAGD CONVENCIONAL DE EXTRACCIÓN DE BITUMEN 11 1. Cogeneración Este primer conjunto está compuesto por una turbina de gas y por una caldera de recuperación de calor (HRSG: Heat Recovery Steam Generator). En la turbina de gas, el gas natural empleado como combustible se quema con aire, y los gases de combustión se expanden a través de la turbina generando electricidad. Como la temperatura de los gases a la salida de la turbina es elevada, se aprovecha esta energía para producir vapor de agua por transferencia de calor en la caldera de recuperación. Finalmente los gases de escape son expulsados a la atmósfera. La finalidad principal de la configuración descrita es la producción de la energía eléctrica necesaria para el funcionamiento de todos los equipos de la planta de extracción. La mayor parte de esta energía se emplea para la operación de los pozos inyectores y productores, mientras que la cantidad restante (muy pequeña en comparación con la anterior), alimenta las bombas que comprimen el agua antes de entrar al generador de vapor y a la caldera de recuperación, como puede observarse en la Figura 5. Como producto secundario a la electricidad, se obtiene parte del vapor de agua empleado para la extracción del bitumen, lo cual implica una menor producción de vapor y un ahorro de gas natural plausible en el generador de vapor. 2. Generador de vapor En el generador de vapor se produce vapor de agua hasta obtener, junto con el procedente de la cogeneración, todo el necesario para la extracción del bitumen. En él, gracias a la combustión de gas natural, se genera vapor de agua a partir de agua líquida que ha sido previamente presurizada en las bombas. Igual que en el caso anterior, los gases de escape procedentes de la combustión son liberados a la atmósfera. 3. Pozos de extracción Los pares de pozos inyectores y productores, reciben el vapor de agua y la electricidad necesarias para la extracción del bitumen, sustancia que alcanza la superficie formando una mezcla con agua condensada. Este es el producto final que se obtiene en el modelo adoptado. Posteriormente se separarán el bitumen y el agua; ésta será recirculada en su mayoría al proceso de nuevo, volviendo a entrar al ciclo en estado líquido a través de las bombas de presurización. El bitumen será almacenado, tratado y refinado para la obtención de petróleo. Este modelo servirá de referencia para el estudio tanto de las demandas energéticas, electricidad, vapor de agua y gas natural, como de las emisiones de CO2 que se derivan de la operación de la planta. Así mismo, también permitirá determinar los estados intermedios de todos los flujos indispensables para la simulación de la planta. El modelo expuesto ha sido desarrollado para plantas que operan en Canadá y utilizan gas natural como combustible. No obstante, los resultados obtenidos podrán extrapolarse, con las debidas consideraciones, a explotaciones localizadas en regiones diversas y empleando otros tipos de combustible. Andrea A. Checa García 12 3.1- REQUERIMIENTOS ENERGÉTICOS DEL PROCESO SAGD Ya se ha aventurado, que los requerimientos energéticos de la planta son vapor de agua y electricidad, ambos obtenidos a partir de la combustión de gas natural. Su demanda en términos absolutos es directamente proporcional a la cantidad de bitumen extraída, medida en barriles por día (bbl/d). Una gran parte de los proyectos de extracción de bitumen mediante SAGD operan en un rango de entre 10.000 y 60.000 barriles de bitumen extraídos al día. Se prevé que las tasas máximas de producción alcancen valores de alrededor de 210.000 bbl/d (por ejemplo, el proyecto de “EnCana’s Foster Creek”), sin embargo, salvaguardando algunas excepciones, los proyectos de mayor tamaño propuestos tienen previsto trabajar alrededor de los 100.000 bbl/d. El tiempo estimado para alcanzar los valores pico depende de cada proyecto, variando desde 5 años o menos para los de pequeña envergadura hasta 40 años para algunos de los más importantes. Dependiendo del yacimiento y de la estrategia adoptada por la compañía, proyectos cuya meta es la extracción de 100.000 bbl/d de bitumen pueden llegar a su producción plena en 7-10 años [3]. Para centrar el análisis en el caso más desfavorable respecto a las emisiones de CO2, se debe fijar una producción de bitumen máxima, ya que es la que conlleva un mayor consumo de gas natural. Sin embargo, fijar la velocidad de extracción a valores pico máximos que se han alcanzado en reducidos casos concretos limitaría la aplicación directa de las conclusiones obtenidas a muchos proyectos. Es por esto, que la evaluación se concentra en un ritmo de producción de 100.000 bbl/d, ya que la gran mayoría de los casos más desfavorables se encuentra en este rango de producción. 3.1.1- Electricidad El método SAGD para la extracción de bitumen in situ demanda relativamente poca energía eléctrica en comparación con la energía total requerida [5]. Una instalación típica que emplea el método SAGD usa alrededor de 3,4 kWh por barril de bitumen extraído [17]. Por lo tanto, para la extracción de 100.000 bbl/d se precisarán 340.000 kWh al día, que corresponden a 14.167 kW. Además, se necesita electricidad para alimentar las bombas que presurizan agua desde el Estado 0 (25ºC, 1 bar) a los estados 1 y 3 (25ºC, 90 bar) de la Figura 6. La potencia requerida es 187 kW y su valor se calcula con la Ecuación 1: 󰇗 󰇗 ( ) (Ecuación 1) siendo 󰇗 el caudal de agua bombeada, y hv1, hv0 las entalpías respectivas en los estados 1 y 0 del agua. El estado 1 y el 3 son idénticos, por ello es indiferente utilizar cualquiera de los dos. 3. SIMULACIÓN DE UNA PLANTA SAGD CONVENCIONAL DE EXTRACCIÓN DE BITUMEN 13 3.1.2- Vapor de agua La cantidad de vapor de agua que se requiere depende de un parámetro llamado SOR (Steam to Oil Ratio), definido como el volumen de vapor de agua necesario para obtener una unidad de volumen de bitumen. El SOR puede estar en un rango de valores de entre 2 y 5, y depende de la tecnología utilizada, de la calidad de la formación bituminosa y de la geología específica de la región [3]. Un valor muy típico es 3, esto significa que se invierten 3 barriles de vapor de agua para extraer un barril de bitumen. Ya que éste es un valor muy común, será el empleado en la simulación de la planta, y por tanto para extraer 100.000 bbl/d de bitumen se necesitarán 300.000 bbl/d de vapor de agua, esto es, 22,76 kg/s en unidades del SI. El vapor producido se inyecta bajo tierra a una presión de 80 bar y una temperatura de 300ºC [6], por tanto, éstas serán las condiciones del flujo de salida de la caldera de recuperación y del generador de vapor, estados 2 y 4 de la Figura 6. La potencia térmica, 󰇗 , que se debe aportar a las corrientes de agua para que adquieran dichas condiciones es 60.800 kWt, y se calcula mediante la Ecuación 2: 󰇗 󰇗 ( ) (Ecuación 2) siendo 󰇗 el caudal de agua bombeada, y hv2, hv1 las entalpías respectivas en los estados 2 y 1 del agua. Los estados 1 y 3 y; 2 y 4, son idénticos, por ello es indiferente utilizar cualquiera de los dos. En la Figura 6 se muestra el esquema del modelo de referencia con los estados de los flujos numerados, notación que se empleará durante la simulación de la planta. También se indican las condiciones de los estados conocidos. Figura 6. Modelo de referencia numerado 3. SIMULACIÓN DE UNA PLANTA SAGD CONVENCIONAL DE EXTRACCIÓN DE BITUMEN 15 3.2- RESULTADOS DE LA SIMULACIÓN DE LA PLANTA DE REFERENCIA La herramienta informática utilizada para simular el proceso que se desarrolla en la planta SAGD de extracción de bitumen es EES (Engineering Equiation Solver). Una vez conocidas las necesidades de la planta de referencia (Tabla 1), el consumo de gas natural, y por tanto las emisiones de CO2, dependen únicamente de las características y puntos de operación de los equipos presentes en la instalación. Electricidad (kW) Vapor de agua 󰇗 󰇗 󰇗 󰇗 (kg/s) Tª (ºC) P (bar) 󰇗 (kW) 14.167 187 14.354 22,76 300 80 60.800 Tabla 1. Requerimientos energéticos de una planta de extracción de 100.000 bbl/d de bitumen El estudio se centra en primer lugar en la cogeneración, y posteriormente en el generador de vapor Así, se conocerán las condiciones de operación de toda la planta. En el Anexo I, se ha evaluado cómo influyen sobre su funcionamiento el SOR y el exceso de aire (EA) en la turbina de gas. 3.2.1- Cogeneración Los elementos que intervienen en la cogeneración son la turbina de gas y la caldera de recuperación de calor, como se puede ver en la Figura 7: Figura 7. Componentes y estados de la cogeneración Estos dos elementos diferenciados se analizarán por separado, para poder determinar las variables que son dependientes del primero y sin embargo, afectan al segundo. Andrea A. Checa García 16 1. Turbina de gas El bloque de turbina de gas contiene los equipos propios de un ciclo de Brayton de turbina de gas, compuesto por un compresor, la cámara de combustión y la turbina de gas propiamente dicha (Figura 8). Figura 8. Ciclo Brayton de turbina de gas El aire en condiciones ambiente (25ºC y 1 bar), se introduce al compresor donde su temperatura y presión se elevan. El aire de alta presión llega a la cámara de combustión donde se mezcla con el gas natural empleado como combustible y se produce la combustión, que aumenta la entalpía de los gases. Los gases de escape tras la combustión, estado 3, alcanzan las mayores temperaturas del ciclo (Tmáx). Estos gases de alta temperatura y presión se expanden a través de la turbina de gas hasta la presión atmosférica generando electricidad. Parte de la electricidad generada en la turbina se emplea para accionar el compresor, y el resto (Wneto ) se exporta para la operación de la planta de extracción. Las turbinas de gas funcionan con un elevado exceso de aire (EA), (entre un 275% y un 500%) con el objetivo de evitar que las altas temperaturas que se alcanzan tras la combustión puedan afectar a las características mecánicas sus rodetes. La temperatura máxima en el interior de las turbinas queda limitada a valores del orden de 1000 a 1300 ºC para su correcto funcionamiento [18]. En el análisis desarrollado en el Anexo I, se establece que para la operación de la turbina de gas de la planta, cuyo rendimiento es del 34%, el exceso de aire adecuado es 350%. Dado que los estados intermedios del bloque turbina de gas no son necesarios para la simulación de la planta, el volumen de control definido para su análisis es el que muestra la Figura 9: 3. SIMULACIÓN DE UNA PLANTA SAGD CONVENCIONAL DE EXTRACCIÓN DE BITUMEN 17 Figura 9. Volumen de control de la turbina de gas En primer lugar se debe ajustar la reacción de combustión del gas natural que transcurre en el interior de la cámara de combustión. Sabiendo que el EA es un 350%, se pueden determinar todos los coeficientes estequiométricos de la reacción, quedando como expone la Ecuación 3: CH4 +9(O2 + 3.76N2)  CO2 + 2H2O + 33,84N2 + 7O2 (Ecuación 3) En esta ecuación se ha considerado como aproximación que el gas natural está compuesto en un 100% por metano (CH4). Para conocer las emisiones de CO2 y el caudal de gases de combustión 󰇗, es necesario determinar la cantidad de gas natural que se va a quemar. Dada la potencia neta de la turbina, 14.354 kW, y su rendimiento ( ), 34%, se calcula el caudal de gas natural aplicando la Ecuación 4, que resulta 1,11 m3N/s. 󰇗 󰇗 (Ecuación 4) siendo PCIGN el poder calorífico inferior del gas natural (38.000 kJ/m3N), 󰇗 el caudal de gas natural, y 󰇗 la potencia eléctrica neta generada. El caudal de gases de combustión 󰇗 , está compuesto por todos los componentes del lado derecho de la Ecuación 3, de donde también se obtiene la cantidad de CO2 emitida:  󰇗 62,07 kg/s  󰇗 2,18 kg/s Para poder analizar la caldera de recuperación y establecer el caudal de vapor de agua que en ella se genera, además del caudal de gases de combustión, es necesario conocer también su temperatura, . Para ello, se aplica un balance de energía al volumen de control definido en la Figura 9, como muestra la Ecuación 5: Andrea A. Checa García 18 ( 󰇗 ) 󰇗 󰇗 󰇗 (Ecuación 5) donde 󰇗 , es la electricidad neta generada por la turbina, y son las entalpías de los gases de combustión y del aire a la entrada de la turbina, 󰇗 y 󰇗 son los flujos de aire y gas natural a la entrada y el poder calorífico inferior del gas natural. Dado que el valor del se calcula con una referencia de temperatura de 25 ºC, al ser igual a 25ºC, será cero, ya que debe emplearse la misma referencia para todas las variables. Considerando todas las magnitudes calculadas anteriormente, la entalpía de los gases de combustión es conocida, y se obtiene una temperatura de los gases a la salida de la turbina de gas y a la entrada a la caldera de recuperación de 444 ºC. 2. Caldera de recuperación de calor Este segundo elemento es un equipo de aprovechamiento energético, y no presenta consumo combustible. En el volumen de control definido en la Figura 10 para la caldera de recuperación, entra el caudal de gases de combustión 󰇗 conocido, a temperatura , conocida. La temperatura final de escape de los gases, , se fija a 120ºC para evitar condensaciones que puedan dañar los equipos. Figura 10. Volumen de control de la caldera de recuperación En el lado del agua, dadas las condiciones de entrada (25ºC, 90 bar) y de salida (300ºC, 80bar) definidas, la única incógnita es la cantidad de vapor de agua que puede producirse a la presión y temperatura requeridas por la planta de extracción. Se calcula aplicando un balance de energía (Ecuación 6) al volumen de control. Se ha considerado el rendimiento de la caldera igual al 95%, valor obtenido de la literatura [19]. 󰇗 ( ) 󰇗 (Ecuación 6) donde 󰇗 es el caudal de vapor generado, las entalpías del agua en los estados 1 y 2, , , las entalpías de los gases en los estados g1 y g2, y el rendimiento de la caldera de recuperación. 3. SIMULACIÓN DE UNA PLANTA SAGD CONVENCIONAL DE EXTRACCIÓN DE BITUMEN 19 Se obtiene que la caldera de recuperación genera 7,73 kg/s de vapor de agua. El calor intercambiado en la caldera, 󰇗 , es igual a cualquiera de los dos términos de la igualdad de la Ecuación 6, y su valor es 20.652 kWt. Concluida la simulación del bloque de cogeneración, los resultados más representativos quedan recogidos en Tabla 2 que se muestra a continuación: 󰇗 󰇗 (kW) 󰇗 (m3N/s) 󰇗 (kg/s) 󰇗 (kg/s) 󰇗 (kg/s) 󰇗 󰇗 󰇗 (ºC) 󰇗 (kWt) 1,11 62,07 2,18 7,73 14.354 14.167 187 444 20.652 Tabla 2. Resultados de la cogeneración 3.2.2- Generador de vapor Este equipo, que debe producir 15,03 kg/s de vapor aportando al agua 40.148 kWt, se alimenta con gas natural, el cual será quemado en su interior con aire en un 5% en exceso [20]. La reacción de combustión que tiene lugar es la reflejada en la Ecuación 7: CH4 +2,1(O2 + 3.76N2)  CO2 + 2H2O + 7,896N2 + 0,1O2 (Ecuación 7) En la Figura 11, se muestra el volumen de control definido para el generador: Figura 11. Volumen de control del generador de vapor La cantidad de gas natural que es necesario quemar es 1,17 m3N/s, y se calcula con la Ecuación 8, considerando que el rendimiento del generador de vapor, , es del 90%: Figura 13. Modelo de operación de la planta con absorción química 5. SIMULACIÓN DE LA PLANTA SAGD CON CAPTURA DE CO2 27 1. Mezclador e intercambiador de calor Al mezclador llegan dos corrientes de gases de combustión a presión atmosférica y con caudales y temperaturas distintos pero conocidos. Con estos datos es posible determinar el caudal y la temperatura de la corriente resultante que abandona el intercambiador. El caudal de los gases de salida se calcula mediante un balance de masa y resulta igual a la suma de los dos anteriores. Por otro lado, para conocer la temperatura de salida de estos gases, primero se determina su entalpía a partir de la Ecuación 9: ∑ ∑ (Ecuación 9) donde hg es la entalpía de la corriente de salida del mezclador, wi es la fracción másica del componente i de la corriente de gas de la cogeneración, hi es la entalpía del componente i de la corriente de gas de la cogeneración, wj es la fracción másica del componente j de la corriente de gas del generador de vapor, y hj es la entalpía del componente j de la corriente de gas del generador de vapor. Las fracciones másicas wi, wj de cada componente se calculan a partir de las reacciones de combustión tanto en la turbina de gas como en el generador de vapor (Ecuación 3 y Ecuación 7) que caracterizan la composición de las corrientes. Conocidas dos propiedades de la corriente resultante, la entalpía y la presión, la temperatura como tercera propiedad queda establecida. De este modo se dispone de las tres corrientes de gases caracterizadas:  Tg,cog= 120ºC mg, cog= 70,23 kg/s  Tg,GdV= 271ºC mg, GdV= 23,20 kg/s La corriente de gases entra al intercambiador de calor donde se enfría hasta 60ºC. Éste es un intercambiador de calor a contracorriente que tiene un delta de temperatura, ΔT, de 10ºC y su fluido frio es agua entrante a 15ºC. Teniendo en cuenta estas apreciaciones, se adopta el mismo balance de energía que el empleado en la caldera de recuperación (Ecuación 6 sin tener en cuenta ) y se obtiene que el caudal de agua de refrigeración es 68,13 kg/s. El flujo de calor refrigerado es 9.974 kW. 2. Unidad de absorción química En este módulo acontece el proceso de captura del CO2 presente en los gases. El inconveniente de este proceso es que requiere una gran cantidad de energía en forma de calor para la regeneración de las aminas. El calor es aportado por una corriente de vapor saturado entrante al rehervidor, que saldrá en estado de líquido saturado. La solución de aminas empleada, compuesta en un 30% Tg,=160ºC mg= 93,43 Kg/s Andrea A. Checa García 28 por MEA, impone la temperatura máxima de este vapor, ya que a partir de 122ºC la degradación de las MEA y la corrosión se vuelven intolerables. Asumiendo un ΔT=10ºC en el intercambiador de calor, se concluye que la temperatura del fluido caliente puede alcanzar como máximo los 132ºC. En la simulación se genera vapor de agua a 130ºC, cuya presión de saturación es 2,7 bar [29]. La Figura 14 esquematiza el proceso que sufre el agua de regeneración en la planta. Se trata de un circuito cerrado en el que el vapor saturado saliente del generador de vapor, se conduce a la unidad de absorción química, lugar que abandona en estado de líquido saturado. Desde aquí se recircula hacia el generador, donde se inicia de nuevo el ciclo. Figura 14. Esquema del proceso que sigue el agua para la regeneración de las aminas La cantidad de vapor que ha de producirse es función del calor de regeneración necesario (Qreg= 4GJ/tCO2). Cuanto más CO2 se captura, más vapor se requiere y por tanto es necesario quemar más gas natural en el generador de vapor y producir más electricidad para los compresores, lo que a su vez origina más emisiones de CO2. Implantando una unidad de absorción química con una eficacia de 90 % (valor medio en el caso del uso de las MEA), se generan 5,82 kg/s de CO2, de los cuales se capturan 5,24 kg/s y es necesario aportar 20.963 kWt para regenerar las aminas. El caudal de vapor de agua que ha de producir el generador de vapor es 9,64 kg/s, y se calcula con la Ecuación 10: 󰇗 󰇗 ( ) (Ecuación 10) donde 󰇗 es el calor de regeneración de las aminas, 󰇗 es el caudal de vapor para la regeneración de las aminas, y es la entalpía del vapor en los estados 2reg y 1reg de la Figura 14. 5. SIMULACIÓN DE LA PLANTA SAGD CON CAPTURA DE CO2 29 3. Unidad de compresión del CO2 El último paso de la separación y captura de CO2 es la compresión del mismo. La corriente de CO2 de 5,24 kg/s saliente de la unidad de absorción, se comprime para adecuarla al transporte en la unidad de compresión. El consumo eléctrico específico del tren de compresores es 110 kWh/tCO2, por tanto deberán generarse en el bloque de cogeneración 1.887 kW adicionales. 5.1.2- Penalizaciones energéticas a la planta: resultados y comparación Los beneficios de todo sistema de captura llevan asociados ciertas repercusiones sobre el funcionamiento normal de la planta y por tanto sobre sus consumos energéticos. Para analizar las penalizaciones de la captura por absorción química, los parámetros de operación de la planta, serán los mismos que en la planta de referencia. Se estudian también la cogeneración y el generador de vapor por separado, para después evaluar las consecuencias totales sobre la planta completa. 1. Cogeneración La cogeneración ha de suplir las demandas adicionales de la unidad de compresión de CO2. El nuevo sistema requiere que la turbina de gas genere 1.887 kW más que en el caso de la planta sin captura. Este aumento de potencia corresponde al 11,62 % de la electricidad total generada en la nueva planta. En Tabla 5 se recogen los resultados de la operación de la cogeneración en la planta sin captura y en la planta con captura de CO2: PLANTA SIN CAPTURA PLANTA CON ABSORCIÓN QUÍMICA 󰇗 (m3N/s) 1,11 1,26 󰇗 (kg/s) 2,18 2,47 󰇗 (kg/s) 7,73 8,75 󰇗 (kg/s) 62,07 70,23 󰇗 (kW) 14.354 16.241 Tabla 5. Comparación resultados en la cogeneración en planta sin y con captura por absorción Los aumentos de la electricidad demandada se traducen en un mayor consumo de gas natural. A partir de los datos que expone la tabla, se observa que todos los caudales, así como la potencia eléctrica, son un 13% mayores que en el caso de la planta sin captura. La variación que sufren es igual porcentualmente, ya que su relación es directamente proporcional. Andrea A. Checa García 30 2. Generador de vapor Las penalizaciones energéticas en el generador de vapor se derivan del vapor de agua para la regeneración de las aminas que ha de proporcionar. Generar este segundo flujo de vapor, implica un aumento del consumo de gas natural, y por tanto del CO2 que se genera. En la Tabla 6 se recogen los datos derivados de la operación del generador de vapor, e igual que en caso anterior, se comparan con el funcionamiento de éste en la planta sin captura: PLANTA SIN CAPTURA PLANTA CON ABSORCIÓN QUÍMICA Bitumen Regeneración Total 󰇗 (m3N/s) 1,17 1,1 (64%) 0,61 (36%) 1,71 󰇗 (kg/s) 2,31 2,15 (64%) 1,2 (36%) 3,35 󰇗 (kg/s) 15,03 14,01 0 14,01 󰇗 (kg/s) 0 0 9,64 9,64 󰇗 (kg/s) 15,95 14,92 (64%) 8,28 (36%) 23,2 󰇗vapor (kWt) 40.148 37.434 (64%) 20.963 (36%) 58.397 Tabla 6. Comparación resultados en el generador de vapor en planta sin y con captura por absorción En este caso, el generador produce dos corrientes de vapor en condiciones distintas, por lo que para comparar su funcionamiento con el generador de la planta sin captura, no se puede recurrir a los caudales de vapor. La solución es emplear el término 󰇗vapor, que expresa la potencia térmica que aporta el equipo a las corrientes de vapor. Se manifiesta un aumento del 45% tanto en la potencia térmica, como en los caudales de gas natural y CO2 respecto a la planta sin captura. Tales aumentos reflejan claramente que la unidad de absorción química lleva asociados unos costes energéticos en absoluto despreciables. De hecho, el proceso de regeneración de las aminas genera unos consumos de gas natural y emisiones de CO2, correspondientes al 36 % del total en el generador de vapor. Esto deja patente el impacto del sistema de captura sobre el funcionamiento de la planta. Sin embargo, al fijarse únicamente en las solicitaciones energéticas creadas por el bitumen, el caudal 󰇗 producido en la planta con sistema de captura es un 6,5% menor que el de la planta convencional. Esto es así, a pesar de que la unidad de absorción no afecta en nada al proceso de extracción. Se debe a que, en la planta con absorción química se obtiene más vapor en la cogeneración, al aumentar la demanda de electricidad. 5. SIMULACIÓN DE LA PLANTA SAGD CON CAPTURA DE CO2 31 3. Planta completa Respecto a la planta completa, examinando los valores que se muestran en la Tabla 7, el mayor aumento se produce en la potencia térmica del vapor de agua que debe generarse. Dato razonable debido al nuevo caudal de vapor necesario para la regeneración. De los 81.763 kWt, se genera un 25,64% en la caldera de recuperación y un 74,36% en el generador de vapor, de aquí, que la mayor repercusión de este sistema de captura la sufra este último, como se ha podido constatar. PLANTA SIN CAPTURA PLANTA CON ABSORCIÓN QUÍMICA 󰇗 (m3N/s) 2,28 2,97 󰇗 (kg/s) 4,49 0,58 󰇗 (kg/s) 22,76 22,76 󰇗 (kg/s) 0 9,64 󰇗 (kg/s) 78,02 93,43 󰇗 (kW) 14.354 16.241 󰇗vapor (kWt) 60.800 81.763 Tabla 7. Comparación resultados en la planta sin y con captura por absorción El impacto sobre la planta de este tipo de sistema produce aumentos de consumo de combustible del 30,26%, y, sobre todo, afecta al generador de vapor, debido a la forma en que debe suministrarse la energía a la unidad de absorción química para su operación. Gracias a esta última se reducen drásticamente las emisiones de CO2 hasta 0,58 kg/s. En el siguiente apartado se analizan las variaciones que experimenta el CO2 emitido. En la planta SAGD con captura por absorción química, resultaría útil y beneficioso realizar un análisis de aprovechamiento energético que integrara todos los flujos de calor de la planta. Esto podría determinar una posible reducción de las penalizaciones de la captura. Para ello se deberán incluir también, flujos de calor “perdido” que no se contemplan en el modelo por no ser necesarios. 5.1.3- CO2 evitado Se han estudiado ya los impactos energéticos sobre la planta, y este apartado se enfoca a la exposición de los beneficios que del sistema de captura se derivan. La implantación de un sistema de captura de CO2 al proceso de cualquier planta, lleva asociada emisiones adicionales, que corresponden a los aportes extra de energía requeridos por los nuevos equipos. La presencia de un sistema de captura no implica que las emisiones sean nulas, ya que se producen fugas que hacen que su eficiencia no sea la unidad, aunque próxima. Esto Andrea A. Checa García 32 debe tenerse en cuenta en el momento de analizar cuánto CO2 ha dejado de emitir la planta gracias a la presencia del sistema de captura, concepto conocido como “CO2 evitado”. En la siguiente tabla, Tabla 8, se recogen los datos relativos a las emisiones de CO2 de la planta convencional y de la planta con el sistema de captura implantado: 󰇗 (kg/s) PLANTA SIN CAPTURA PLANTA CON ABSORCIÓN QUÍMICA Generado 4,49 5,82 Emitido 4,49 0,58 Capturado 0 5,24 Evitado 0 3,91 Tabla 8. Flujos de CO2 en la planta sin y con captura por absorción En la planta de extracción sin captura, todo el CO2 que se genera se emite a la atmósfera, sin embargo, esto no ocurre cuando existe un sistema que captura parte del CO2 generado. El CO2 capturado es aquel retenido por las aminas en la torre de absorción que luego es comprimido para ser transportado. La Ecuación 11 indica su cálculo: (Ecuación 11) siendo CO2generadoabsorción química el flujo másico de CO2 que se obtiene por estequiometría de la reacción de combustión, y la eficiencia del sistema de captura. El CO2 evitado se calcula gráficamente de forma sencilla, como ilustra la Figura 15: Figura 15. CO2 evitado por la absorción química Emitido 4,49 kg/s Capturado 5,24 kg/s 0 1 2 3 4 5 6 7 Sin captura Absorción química CO2 (Kg/s) CO2 evitado 5. SIMULACIÓN DE LA PLANTA SAGD CON CAPTURA DE CO2 33 Analíticamente, se obtiene aplicando la Ecuación 12: (Ecuación 12) Recapitulando los resultados obtenidos, se sigue que quemando un 30,26% más de gas natural que en el caso anterior, es posible implantar un sistema de captura basado en la absorción química con aminas. Gracias a éste, se consigue evitar la emisión de 3,91 kg/s de CO2, lo que equivale a emitir un 87,08% menos de CO2 cuando la planta opera con el sistema de captura en sus instalaciones. CO2 evitado= 3,91 kg/s Reducción de emisiones= 87,08% Aumento de gas natural= 30,26 % 5.2- CAPTURA DE CO2 CON OXICOMBUSTIÓN El desarrollo de esta sección va a ser análogo al de la anterior, en el que el sistema de captura adoptado era la absorción química con aminas. 5.2.1- Modelo de operación de la planta en oxicombustión Adoptar la tecnología de oxicombustión implica dos cambios importantes en la estructura original de la planta: instalar una unidad de separación del aire (ASU) y recircular los gases de combustión. La finalidad de la recirculación es moderar las temperaturas que se alcanzan en la cámara de combustión al haberse reducido la masa de comburente entrante. En el modelo desarrollado para la planta en oxicombustión, Figura 16 , el aire procedente del exterior entra en la ASU, de donde se obtiene por un lado una corriente de O2 pura, y por el otro, el resto de componentes del aire. La corriente de gases libre de O2 se libera a la atmósfera, mientras que la de O2 se conduce tanto a la turbina de gas como al generador de vapor. Allí, antes de su ingreso a estos equipos y de entrar en contacto con el gas natural, se mezcla con una corriente de gases de escape que han sido recirculados. Durante la recirculación se produce el secado de los gases de combustión, y en el momento de la mezcla están compuestos mayoritariamente por CO2 (hay presente una pequeña parte O2 debido al exceso de oxígeno con el que se quema el combustible). La ASU se debe alimentar con energía eléctrica, que será generada en la turbina de gas de la cogeneración. Es de aquí de donde se deriva la mayor penalización energética al funcionamiento de la planta. Andrea A. Checa García 34 Tras la combustión del gas natural para cubrir los requerimientos energéticos de la planta, se generan dos corrientes de CO2, una perteneciente a la cogeneración y otra al generador de vapor. Como muestra la Figura 16, éstas se unen en un mezclador, del que sale una única corriente que se seca, se comprime en la unidad de compresión y se inyecta en la tubería que la transporta hasta su sumidero. Es importante determinar los porcentajes de recirculación en cada equipo para así conocer cuánto CO2 se emite y cuánto se realimenta. A continuación se van a calcular dichos porcentajes, así como el consumo eléctrico de la ASU y del compresor de CO2. Figura 16. Modelo de operación de la planta en oxicombustión Andrea A. Checa García 42 menor, llegando sólo al 7,5%, consecuencia de la fuerte ayuda recibida de la caldera de recuperación. 5.3.2- CO2 evitado. En esta sección se pretende establecer cuál es el sistema de captura que genera más CO2 a causa de su operación, cuál es capaz de capturar una mayor cantidad, y sobre todo, cuál es el que más emisiones consigue evitar. El CO2 saliente de los equipos es mayor en la planta con absorción química que en la planta en oxicombustión, ya que también lo es el gas natural consumido. A pesar de que en ambas tecnologías la captura es del 90%, al generarse más CO2 en la planta con absorción química se captura una mayor cantidad. Por la misma razón, el CO2 emitido es también mayor. Sin embargo, el CO2 que se consigue evitar resulta ser más pequeño en relación a la oxicombustión. Esto resulta muy claro gráficamente: Figura 18. CO2 evitado por cada sistema de captura Con la absorción química se evita emitir un 87,08% del CO2 liberado a la atmósfera en la planta convencional, y la oxicombustión permite evitar un 89,18%. La diferencia de porcentajes es muy pequeña y por tanto, no se puede establecer que uno de los dos sistemas sea más adecuado en relación a la reducción de emisiones. Emitido 4,49 kg/s Capturado 5,24 kg/s Capturado 4,33 kg/s 0 1 2 3 4 5 6 7 Sin captura Absorción química Oxi CO2 (kg/s) CO2 evitado Oxi CO2 evitado aminas ABS. QUÍMICA CO2 evitado= 3,91 kg/s Reducción de emisiones= 87,08% Aumento de gas natural= 30,26 % OXICOMBUSTIÓN CO2 evitado= 4,01 kg/s Reducción de emisiones= 89,3% Aumento de gas natural= 7,5 % 6. CONCLUSIONES Y TRABAJO FUTURO 43 6. CONCLUSIONES Y TRABAJO FUTURO 6.1- CONCLUSIONES Partiendo de la base teórica que explica el funcionamiento del proceso SAGD, se ha elaborado un modelo con el que poder analizar la operación de las plantas que emplean esta técnica. El proceso SAGD requiere para la extracción de un barril de bitumen 3,4 kWh de electricidad y 3 barriles de vapor de agua. Durante la simulación, el ritmo de extracción de bitumen de 100.000 bbl/d fija los requerimientos energéticos relativos al bitumen de la planta. El modelo se compone de una instalación de cogeneración, un generador de vapor y los pozos de extracción. Sus equipos se alimentan de gas natural, lo que implica emitir CO2 a la atmósfera. Debido a que éste es un gas de efecto invernadero, se estudia la implantación de dos sistemas de captura para mitigar sus emisiones. En primer lugar se ha determinado la operación de la planta sin captura de CO2, que se toma como referencia para comparar los efectos de la implantación de los sistemas de captura. Los resultados obtenidos de la simulación del modelo de referencia con EES, indican que tiene un consumo eléctrico de 14.354 kW, y de vapor, medido por la potencia térmica, de 60.800 kWt. Para satisfacer las demandas energéticas se queman 2,28 m3N/s de gas natural, emitiendo 4,49 kg/s de CO2. La primera posibilidad ha sido incluir en el modelo un sistema de captura basado en la absorción química con aminas. Para ello, es necesario implantar una unidad de absorción química y una unidad de compresión de CO2. De la primera se deriva un aumento de la potencia térmica, demandando 20.963 kWt extra. La segunda precisa 1.887 kW eléctricos. Satisfacer estas nuevas necesidades implica aumentar el consumo de combustible en la planta un 30,26 %, creciendo también el CO2 generado. El 90% del CO2 que se genera, se captura, logrando evitar la emisión de 3,91 kg/s de CO2 respecto a la planta de referencia. Esto corresponde a emitir un 87,08% menos CO2 que en el caso de referencia. Como segunda opción para reducir las emisiones de CO2, se estudia la posibilidad de operar la planta SAGD en oxicombustión. Se requiere una unidad para separar el O2 del aire, que consume 5.114 kW de electricidad. Además, se deben aportar 1.557 kW al tren de compresores de CO2. El consumo de gas natural aumenta un 7,5% respecto a la planta de referencia, pero se consiguen evitar 4,01 kg/s de CO2, es decir, las emisiones son un 89,3% menores que en la configuración inicial. En términos energéticos, la oxicombustión tiene repercusiones más leves sobre la planta que la unidad de absorción química. Respecto al CO2 evitado, no se puede concluir que una tecnología sea más apropiada que otra, ya que las diferencias no son los suficientemente grandes. Además, como consideraciones adicionales hay que tener en cuenta que:  La disponibilidad de la tecnología no es la misma en ambos casos. La oxicombustión como sistema de captura no es un proceso extendido industrialmente, sino que su viabilidad se encuentra en fase de demostración. Por otro lado, la captura con aminas Andrea A. Checa García 44 es una tecnología conocida y de la que se posee amplia experiencia, a pesar de que sus fines no fueran los perseguidos en este proyecto.  Como consecuencia de lo anterior, el coste de capital y mantenimiento no resulta un aspecto concreto, siendo mayores las incertidumbres para el caso de la oxicombustión. Éste podría variar de una tecnología a otra condicionando la elección.  Las aminas empleadas para la absorción del CO2 tienen una vida útil finita. Al cabo de un cierto número de ciclos de absorción y desorción se debe hacer una purga del solvente y sustituirlo por uno nuevo. Además, su corrosividad es elevada.  Se ha asumido una eficiencia del 90% igual para ambos sistemas de captura. En la realidad este valor variará en función de la instalación, pudiendo no ser el mismo en las dos tecnologías. A pesar de estas suposiciones, dado que en relación al CO2 evitado ambos sistemas se pueden considerar iguales, y dado que la penalización energética es menor con la oxicombustión, se concluye que ésta sería la tecnología más apropiada para su implantación en una planta SAGD. No obstante, la captura con aminas también resulta una opción eficiente y viable a priori. 6.2- TRABAJO FUTURO La continuidad del desarrollo de este estudio es muy amplia, ya que la reducción de gases de efecto invernadero es un tema de gran interés en la actualidad, a la vez que la explotación de las arenas bituminosas es cada vez mayor. Puede dirigirse en varias direcciones:  Partiendo del modelo de referencia desarrollado se pueden enfocar varios trabajos posteriores. Como primera opción, se podría analizar la implantación otros sistemas de captura de CO2 como aquellos en pre-combustión, o el “chemical looping”.  Podría modificarse el análisis realizado en este proyecto, alimentando los equipos con otros combustibles fósiles, como carbón por ejemplo. De este modo, se obtendrían unos resultados más rigurosos para plantas que no se localizasen en Canadá, donde el gas natural es muy abundante.  La planta SAGD podría modificarse para alimentar sus equipos con bitumen refinado en las propias instalaciones, de donde podría realizarse otro análisis energético atractivo. 7. REFERENCIAS 45 7. REFERENCIAS [1] ConocoPhillips Company. Oil Sands overview. 2011. http://www.conocophillips.com. [2] Government of Canada. Oil Sands. A strategic resource for Canada, North America and the global market. 2011. http://www.nrcan.gc.ca. 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Se va a determinar cuál es el exceso de aire más adecuado en la turbina de gas, y en qué modo influye el SOR sobre el generador de vapor. I.2- EXCESO DE AIRE EN LA TURBINA DE GAS Para establecer el exceso de aire (EA) óptimo en la turbina de gas, se ha variado este parámetro desde 275% hasta 500% en intervalos de 5%, para así conocer el cambio que experimentan las variables de operación de la planta. La demanda de energía eléctrica la atiende una turbina de gas con un rendimiento comercial del 34%. A pesar de que el rendimiento es función del caudal y de la temperatura de salida de los gases, dado que se ha seleccionado un rendimiento comercial, introducir este parámetro está fuera del alcance de este estudio. De los resultados obtenidos en relación a las condiciones a la salida de la turbina, se deduce que para un menor EA el caudal de gases de escape 󰇗 es menor. Se cumple el principio de conservación de la masa, ya que al entrar menos aire salen menos gases. Sin embargo, la temperatura de los gases a la salida de la turbina, Tg1, cog , es mayor, ya que para un calor de combustión constante (la cantidad de gas natural quemada y la electricidad producida no varían) la masa total de gas que lo absorbe es menor. En la Figura I.1 pueden observarse los comportamientos descritos. Andrea A. Checa García 50 Figura I.1. Influencia del EA en el caudal la temperatura de los gases de escape de la turbina de gas El estado de los gases a la salida de la turbina condiciona la cantidad de vapor de agua que se produce en la caldera de recuperación. Para obtener una mayor cantidad de vapor, será conveniente que el caudal de gases de escape y su temperatura sean lo más elevados posible. Sin embargo, varían en sentidos opuestos al variar el EA. Para determinar qué valor de EA es el más apropiado se calcula la evolución del calor intercambiado en la caldera de recuperación 󰇗 , como muestra la Figura I.2. Este calor depende tanto de las condiciones del fluido frio, el agua (las cuales son constantes en este caso), como de las del fluido caliente, los gases de escape. Figura I.2. Influencia del EA en el calor intercambiado en la HRSG 250 300 350 400 450 500 550 50 60 70 80 90 100 110 2,5 3 3,5 4 4,5 5 5,5 Tª (ºC) mg (kg/s) EA mg Tg1,cog 0 5000 10000 15000 20000 25000 2,5 3 3,5 4 4,5 5 5,5 QHRSG (kW) EA QHRSG ANEXO I 51 Se observa que es preferible una mayor temperatura de los gases de escape en detrimento de su caudal, para que el calor intercambiado en la caldera de recuperación sea mayor, y por tanto el vapor producido en ella también. Al producirse más vapor en la cogeneración cuando se reduce el EA, disminuye el vapor que debe generar el generador de vapor, y por tanto, como puede apreciarse en la Figura I.3, su consumo de gas natural. Figura I.3. Evolución del consumo de gas natural en función del EA Una consecuencia directa de un menor consumo de gas natural en el generador de vapor, es la reducción del CO2 que emite. En relación a la cogeneración, dado que su consumo de gas natural depende únicamente de la demanda eléctrica, variar el EA no tiene influencia sobre sus emisiones de CO2. La gráfica que muestra las emisiones de CO2 en función del exceso de aire presenta la misma evolución que la Figura I.3, ya que el CO2 emitido es directamente proporcional al gas natural quemado. Al pasar de un EA de 275% a 500%, las emisiones ascienden de 4,43 kg/s a 4,6 kg/s en la planta. El estudio llevado a cabo hasta este punto conduce a pensar que la disminución del EA en la turbina sólo reporta beneficios, ya que, aumenta el vapor de agua obtenido en la caldera de recuperación, disminuyendo la producción en el generador de vapor, y por tanto su consumo de gas natural y sus emisiones de CO2. La función principal del aire en exceso es atemperar la turbina, por ello, se analiza a continuación, su influencia sobre la temperatura máxima alcanzada en su interior, que será su punto más desfavorable. Como muestra la Figura I.4, un menor EA implica mayores temperaturas máximas. 0 0,5 1 1,5 2 2,5 2,5 3 3,5 4 4,5 5 5,5 mGN (kg/s) EA mGN mGN, cog mGN, GdV Andrea A. Checa García 58 La tecnología de post-combustión más madura comercialmente es el proceso llamado Fluor’s Econamine FG Plus. Emplea una solución compuesta en un 30% por mono etanol amina (MEA). Otro proceso, desarrollado por BASF, emplea metildietanolamina (MDEA) activada para la captura de H2S y CO2. Ejemplo representativos de plantas piloto y proyectos de demostración de captura de CO2 en post-combustión son: el proyecto de AEP en Mountaineer (Estados Unidos), la planta piloto de RWE Power en Nideraussem (Alemania) y la planta Plant Barry en Alabama (Estados Unidos) [5]. 2. Absorción física Los procesos de absorción física se explican más adelante para los métodos de precombustión. Pueden ser aplicados para la separación del CO2 en post-combustión, sin embargo, debido a las condiciones de los gases de escape (bajas presiones) no son los más adecuados. 3. Adsorción Los procesos de adsorción son una tecnología madura desde hace tiempo, no obstante, su aplicación para la captura del CO2 en el ámbito de la generación de energía a partir de combustibles fósiles está todavía en desarrollo. El proceso de adsorción de CO2 consiste en la captura, fijación y acumulación de la molécula gaseosa sobre la superficie de otra, normalmente sólida. El fenómeno depende de la masa de adsorbente, la presión, la temperatura, la naturaleza del gas y de la superficie sólida. La clave para la consolidación de este proceso está en desarrollar un adsorbente con gran capacidad de adsorción para el CO2 y alta selectividad a distintas concentraciones de CO2 en la corriente de gas. El proceso de adsorción, conlleva también un proceso de regeneración del sorbente. Los métodos de regeneración más extendidos son aquellos basados en los cambios de temperatura y de presión. 4. Membranas Otra tecnología de separación del CO2 que también está en estudio consiste en el filtrado del gas a través de membranas. Es una tecnología relativamente sencilla, pero el problema que presenta la captura del CO2 es que el volumen de la corriente de gases a tratar es muy grande, y el CO2 suele estar muy diluido, con lo que la eficiencia de la separación cae [35]. Una membrana es una lámina que actúa como barrera y que permite el paso selectivo y específico bajo determinadas condiciones, apropiadas para dicha función. Se pueden usar como único proceso de captura o combinado con el proceso de absorción para su optimización. Otro inconveniente es la elevada degradación que presentan las membranas, motivada por las condiciones que deben soportar del gas de combustión, principalmente temperatura y suciedad[22]. ANEXO II 59 5. Ciclos carbonatación-calcinación. Es una tecnología emergente con grandes promesas de reducción del coste de tonelada de CO2 evitada. La propuesta de esta tecnología es el uso de sorbentes sólidos regenerables para eliminar el CO2 a distintas temperaturas, que son función del material utilizado como sorbente. La reacción gas-sólido con mayor potencial es la del CaO/CO2. Independientemente de cuál sea el sorbente utilizado, los ciclos de carbonatacióncalcinación siguen el proceso básico que se muestra en la Figura II.3. Los gases de combustión procedentes de una central térmica se ponen en contacto con el sorbente en un reactor adecuado para que tenga lugar la reacción gas-sólido entre el CO2 y el sorbente. Por lo general, se trata de la carbonatación de un óxido metálico. Figura II.3. Esquema de sistema de captura de CO2 por carbonatación-calcinación El sólido se separa con facilidad de la corriente gaseosa y se transporta a otro reactor donde tiene lugar su regeneración. Existe, de este modo, una circulación interna de sólido entre ambos reactores que posibilita regeneración del sorbente cuando se dan las condiciones de operación adecuadas. Para que tenga lugar la regeneración se necesita aportar calor al reactor. De este segundo reactor se libera el CO2 listo para su compresión y almacenamiento. Se requiere un aporte constante de sorbente fresco que compense las pérdidas del sorbente activo que existen en el sistema [35]. II.2.2- Pre-combustión Los procesos de captura de CO2 en pre-combustión se caracterizan por el hecho de que la separación del CO2 se produce de manera previa al proceso de oxidación del combustible. En las calderas o los quemadores de las turbinas de gas se introduce un combustible previamente descarbonizado, del tal modo que los gases de combustión producidos se emiten ya libres de CO2 [35]. Las técnicas de separación del CO2 son las ya descritas en el apartado anterior para los procesos de post-combustión, pero aplicadas sobre la corriente de gases que se genera en el proceso de descarbonización. En la Figura II.4 se muestra un diagrama simplificado del proceso con separación por absorción física. Andrea A. Checa García 60 Figura II.4. Esquema de captura en pre-combustión. Adaptado de [5] El proceso de descarbonización se inicia con la conversión del combustible en una mezcla gaseosa llamada syngas, compuesta principalmente por H2 y CO. Este proceso de obtención del syngas, llamado gasificación para los combustibles sólidos, y reformado para los hidrocarburos gaseosos, es endotérmico. Requiere un aporte de calor suplementario normalmente suministrado a través de la oxidación parcial del combustible. En las aplicaciones de captura de CO2, normalmente se emplea como oxidante O2 de elevada pureza obtenido en una unidad de separación del aire (ASU: Air Separation Unit), de forma que se consiguen alcanzar las elevadas temperaturas que se requieren para la producción del syngas. El CO en el syngas se convierte en H2 y CO2 gracias a la reacción de desplazamiento gas-agua, más conocida por su nombre en inglés wáter-gas shift reaction (WGS). Normalmente, se emplean catalizadores comerciales para facilitar la reacción WGS. Tras esta, se obtiene la mezcla gaseosa de la que se separará el CO2. La producción del syngas en la gasificación y la oxidación parcial, se llevan a cabo a presiones elevadas, lo que causa que la presión parcial del CO2 sea alta. Por esta razón, los métodos de absorción basados en solventes físicos son los medios preferidos para separar el CO2 en los procesos de pre-combustión. El solvente rico en CO2 se regenera por reducción de la presión, liberando el CO2. El solvente regenerado se emplea de nuevo para absorber más CO2. La corriente de CO2 liberada se seca y se comprime para facilitar su transporte y almacenamiento. Por otro lado, la corriente rica en H2 se puede quemar para producir electricidad o puede invertirse en la síntesis de productos químicos. La absorción física está sujeta a la ley de Henry, que establece una dependencia lineal entre la presión parcial del CO2 y la eficiencia de captura del solvente. Por ello, aunque el proceso de transformación del combustible es laborioso y costoso, la separación del CO2 resulta sencilla, evitando la necesidad de emplear una reacción química para la captura del CO2 (como en los sistemas de post-combustión basados en aminas que se han explicado en el apartado anterior). ANEXO II 61 Los procesos de absorción física que emplean Rectisol como solvente se encuentran entre los más extendidos comercialmente. Existen otros que se basan en solventes de elevado peso molecular, entre los que destaca el Selexol. Como ejemplo de plantas piloto y proyectos de demostración de la captura de CO2 en pre-combustión caben destacar la planta de ELCOGAS en Puertollano, España, NUON en Países Bajos y GreeGen en China [5, 34]. II.2.3- Oxicombustión La oxicombustión se está desarrollando como un sistema de captura alternativo a los de métodos de post-combustión, y consiste en sustituir el aire utilizado como comburente en los procesos de combustión por O2. De esta manera se elimina la enorme cantidad de N2 presente en los gases de escape. Tras la eliminación de las cenizas volátiles, los gases de escape están compuestos por vapor de agua, CO2 y dependiendo del combustible empleado, pequeñas cantidades de contaminantes como SO2. El vapor de agua se elimina por condensación, y las impurezas empleando la tecnología convencional adecuada. La corriente pura de CO2 liberada se comprime y se conduce hasta su sumidero. La Figura II.5 muestra un esquema de esta tecnología. Figura II.5. Esquema de captura en oxicombustión. Adaptado de [5] Debido a las altas temperaturas que se alcanzan en la combustión con O2, es necesario recircular una gran proporción de la corriente de gases de escape para atemperar los equipos. También pueden refrigerarse por inyección de agua. La principal atracción de la oxicombustión es que evita la necesidad de emplear sistemas de captura costosos de post-combustión. Sin embargo, requiere una unidad de separación del aire (ASU) que genere el O2 puro que se emplea como comburente durante la combustión. Esta tecnología requiere alrededor de tres veces más de O2 que el que se emplea Andrea A. Checa García 62 para la producción del syngas en los métodos de pre-combustión, por lo que la ASU eleva los costes de esta opción [34]. El desarrollo de la oxicombustión a gran escala, y su extensión a grandes plantas de generación de energía eléctrica, depende sustancialmente de la posibilidad de obtener O2 de forma económicamente viable, de una alta pureza y a presiones moderadas. Un ejemplo de esta tecnología puede encontrarse en la planta de CIUDEN en Ponferrada, España, en la central eléctrica de gas de Lacq, en Francia, o en la planta piloto de Vattenfall en Alemania [5]. II.2.3- Chemical looping Esta técnica consiste en separar la combustión de un hidrocarburo o un combustible con carbono, en reacciones independientes de oxidación y reducción. Para ello, se emplea un óxido metálico adecuado que actúa como transportador de O2 entre dos reactores. La Figura II.6 muestra un esquema simplificado del chemical looping. El proceso consiste en hacer pasar una corriente de aire por un reactor que contiene un metal pulverizado a una temperatura entre 800 – 1.200 ºC. El metal se oxida y pasa al otro reactor, en el que reacciona con el combustible, reduciéndose y aportando el O2 necesario para llevar a cabo la combustión. El ciclón de la figura se empela para separar el óxido metálico del aire en exceso. Figura II.6. Esquema del chemical looping. Adaptado de [5] ANEXO II 63 Este método no requiere unidad de separación del aire (ASU).La ventaja de evitar el contacto directo entre el aire y el combustible, es que los productos de la combustión, CO2 y agua, no quedan diluidos en nitrógeno, ni en el aire en exceso. El CO2 queda casi puro tras la condensación del agua, no siendo necesario ningún coste ni energía adicional para su separación. Si se emplean combustibles distintos del gas natural, impurezas como NOX y SOX se separan empleando la tecnología convencional. La combustión por bucle químico tiene un gran potencial para reducir significativamente los costes de la captura del CO2. Sin embargo, se encuentra aún en la fase inicial de su desarrollo, con retos por superar respecto a los materiales empleados y a la selección de los portadores de O2. Actualmente, la planta piloto más grande que existe es de 120kW y se encuentra en Austria. En España, el CSIC cuenta con un prototipo de 10 kWt [5, 21, 25, 34]. II.3- LA COMPRESIÓN DEL CO2 Una vez capturado, el CO2 debe ser transportado hasta los sumideros geológicos o profundidades marinas donde se almacenará. El motivo por el que el CO2 se comprime es hacer más eficiente el proceso de transporte. El grado de compresión del CO2 necesario para el transporte se calcula empleando el diagrama de fases del CO2, el cual se presenta en la Figura II.7. El diagrama de fases es una representación gráfica de la relación presióntemperatura de una sustancia, en la cual se muestran las fronteras de las tres fases (sólida, líquida y gaseosa). Existen dos puntos importantes a resaltar en un diagrama de fases, el punto triple y el punto crítico. El punto triple del CO2 se da a 5,11 bar de presión y -56,4ºC de temperatura. En este punto, las fases sólida, líquida y gaseosa coexisten. A temperaturas y presiones más bajas, el CO2 solamente existe o en fase gaseosa, o en fase sólida. El punto crítico se alcanza a la presión de 73,8 bar y a la temperatura de 31,4ºC. Por encima de esta presión, y a temperaturas mayores de 31,4ºC se encuentra en estado supercrítico. Cuando la temperatura está entre -60 y 31,4 ºC y la presión es mayor que la crítica, el CO2 existe en lo que se llama “líquido en fase densa”. Se ha demostrado que el estado supercrítico y el líquido en fase densa son las fases más adecuadas tanto para el transporte como para el posterior almacenamiento del CO2. Andrea A. Checa García 64 Figura II.7. Diagrama de fases del CO2 La Figura II.8 caracteriza la densidad del CO2 conforme varía la temperatura. Por encima de la presión crítica de 7,38 MPa y a temperaturas menores de 20ºC, el CO2 tiene una densidad entre 800 y 1.200 kg/m3 (dato relevante comparado con su densidad en fase gaseosa, que es del orden de 1,2 kg/m3). Una densidad mayor es favorable cuando se transporta el CO2, ya que resulta más sencillo mover un líquido denso que un gas. Por ello, para que el transporte sea eficiente, es típico comprimir el CO2 por encima de 7,38 MPa. Figura II.8. Diagrama de densidad del CO2 ANEXO II 65 Hay que tener en cuenta también, que durante el bombeo del CO2 a través de las tuberías se producen pérdidas por fricción. Para mantener el CO2 en el estado denso a lo largo de toda la tubería, se puede optar por, o bien aumentar la presión a la entrada del conducto hasta un valor lo suficientemente alto como para superar todas las pérdidas estando por encima de 7,38 MPa, o bien instalar estaciones de refuerzo cada 100 – 150 km para compensar las pérdidas de presión. La preferencia de la industria es transportar el CO2 a presiones mayores de 10,3 MPa en la entrada (esta será la presión de descarga del compresor), de tal forma que el CO2 permanecerá en el estado supercrítico a lo largo de todo el trayecto [28]. La compresión del CO2 se lleva a cabo en un tren de compresión en varias etapas, con refrigeración intermedia entre ellas debido a las elevadas temperaturas que se alcanzan. El consumo eléctrico de los compresores de CO2 es de unos 100 kWh/tCO2 [17]. Andrea A. Checa García 66 ANEXO III 67 Anexo III. UNIDAD DE SEPARACIÓN DEL AIRE PARA LA CAPTURA EN OXICOMBUSTIÓN Actualmente existen tres métodos usados comúnmente para la separación del aire: la destilación criogénica, la separación por medio de membrana y la separación por adsorción. En general, los procesos de separación mediante membrana son más eficientes para caudales y purezas de nivel medio-bajo. La separación por adsorción es adecuada para caudales y purezas medios, mientras que la destilación criogénica se emplea para elevados caudales (>100 t/día) y purezas( >95%) [36]. La pureza del O2 empleado en la oxicombustión es prácticamente la unidad. Por ello, el método de separación del aire que es conveniente implantar en una planta operando en oxicombustión es la destilación criogénica. Éste, es el más efectivo en lo que a costes se refiere y eficiente en términos de energía consumida por unidad de producto para elevados caudales y purezas. El consumo específico de la ASU con este método alcanza valores de 0,2 kWh/kg O2[27]. Todos los procesos criogénicos están basados en la compresión del aire y su posterior enfriamiento a temperaturas muy bajas para conseguir su licuefacción parcial. Esto permite su destilación criogénica (basada en el fenómeno de que cada uno de los componentes puros del aire licúa a temperaturas diferentes) para separar el/los producto/s deseados en una columna de etapas múltiples. Puesto que la temperatura del proceso es muy baja es necesario que equipos como la columna de destilación, intercambiadores de calor y otros componentes estén aislados frente a trasferencia de calor desde el medio ambiente. En la práctica estos componentes se ubican en una o más cajas frías (paralelepípedo con aislamiento térmico multicapa). La separación criogénica del aire conlleva los siguientes procesos principales, esquematizados en la Figura III.1. Inicialmente, el aire de alimentación es filtrado y comprimido aproximadamente a 6 bar. A continuación, el aire se seca por enfriamiento en un intercambiador aire-agua o aire-aire y con el posible apoyo de un sistema de refrigeración mecánica. La eliminación total del vapor de agua, CO2 y otros contaminantes (hidrocarburos) se realiza mediante tamices moleculares. El enfriamiento del aire a temperaturas criogénicas se lleva a cabo en intercambiadores de calor multiflujo que aprovechan la capacidad de refrigeración de los gases que salen de la planta.