Optimisation de la récupération des vapeurs des réservoirs de stockage

Jan 01, 2024

1 février 2022 | Par Yik Fu Lim, Dominic CY Foo et Mike Boon Lee Ooi

Les hydrocarbures légers dans les réservoirs de stockage peuvent se vaporiser et s'échapper dans l'atmosphère, créant des émissions nocives. Une unité de récupération de vapeur optimisée peut réduire efficacement et économiquement ces émissions

Dans les industries de la chimie, du raffinage du pétrole et du gaz naturel, les réservoirs de stockage sont utilisés pour contenir divers liquides, tels que les condensats, le pétrole brut et l'eau produite. Le condensat et le pétrole brut sont généralement conservés dans des réservoirs à toit fixe et à pression atmosphérique entre les puits de production et les pipelines ou le transport par camion. Dans les champs offshore, les cuves de stockage contiennent généralement du pétrole brut et des condensats produits à partir de puits connectés ou de plates-formes proches [1].

Dans la plupart des cas, les hydrocarbures légers, tels que le méthane, les composés organiques volatils (COV), les liquides de gaz naturel (LGN) et les polluants atmosphériques dangereux (HAP), présents dans le pétrole brut ont tendance à se vaporiser et à s'accumuler dans l'espace entre le toit fixe et le liquide. niveau du réservoir [2]. Les changements de température ambiante provoquent la fluctuation du niveau de liquide dans le réservoir, entraînant la fuite de vapeurs dans l'atmosphère. Ces vapeurs échappées entraînent des pertes de revenus en raison de la réduction du volume d'hydrocarbures et des changements dans la mesure de la gravité de l'huile de l'American Petroleum Institute (API). Outre les risques d'incendie potentiels, ils contribuent également à la pollution de l'environnement, car le méthane (C1) et le dioxyde de carbone (CO 2) sont des gaz à effet de serre qui contribuent au réchauffement climatique [3].

Les gaz instantanés peuvent être brûlés ou évacués directement dans l'atmosphère, ce qui entraîne un impact sur les émissions environnementales [4]. Par conséquent, une option communément acceptée pour simultanément réduire les émissions d'hydrocarbures légers et réaliser des économies importantes consiste à installer des unités de récupération de vapeur (VRU) sur les cuves de stockage. Les VRU sont des systèmes relativement simples qui peuvent capturer environ 95 % des vapeurs d'hydrocarbures légers pour la vente ou pour une utilisation sur site, par exemple comme carburant. Réf. 2 rapportent la génération d'économies grâce à la récupération des hydrocarbures légers, tout en réduisant le volume des HAP et les émissions de méthane.

Pour cet article, la simulation et l'optimisation ont été réalisées sur un VRU pour la récupération d'hydrocarbures légers. Les paramètres de processus qui affectent la rentabilité ont été identifiés et optimisés afin d'atteindre une rentabilité plus élevée pour le VRU.

Un modèle de simulation de cas de base (Figure 1) a été développé à l'aide du logiciel de simulation de processus commercial Aspen Hysys v8.8, en utilisant un package thermodynamique utilisant l'équation d'état de Peng-Robinson, qui est fréquemment utilisée pour évaluer les systèmes de gaz naturel dans l'industrie. La composition du flux d'alimentation est tirée d'une étude de cas de la littérature rapportée pour une unité flottante de production, de stockage et de déchargement (FPSO) [5], comme indiqué dans le tableau 1.

Comme le montre la figure 1, la charge d'hydrocarbures légers (flux 1) qui est ventilée ou torchée à partir d'un récipient de stockage est alimentée dans des conditions atmosphériques (1 atm et 40 ºC) à un compresseur à anneau liquide. La charge est comprimée à une pression qui correspond à la température maximale (150°C) à la sortie du compresseur (afin d'éviter d'endommager le compresseur). Les gaz comprimés passent ensuite à travers un refroidisseur d'air (avec une chute de pression de 0,3 barg), où l'air ambiant à 35 ºC est utilisé pour le refroidissement. Ensuite, un épurateur à aspiration (un séparateur triphasique) est utilisé pour séparer la phase gazeuse (courant 4) et la couche aqueuse (courant 6) du produit (courant 5), qui est la phase organique.

La phase organique séparée dans le flux de produit est livrée dans un réservoir tampon pour la vente ou pour un traitement ultérieur. La phase aqueuse du flux 6, qui se compose principalement d'eau, est mélangée au gaz détendu (flux 13) avec une petite quantité d'hydrocarbure avant d'entrer dans l'échangeur de chaleur (HE) en tant que fluide de refroidissement. À la sortie de l'HE, ce flux est ensuite torché ou ventilé.

FIGURE 1. Le modèle de simulation pour cet exercice d'optimisation a été développé à l'aide du logiciel Aspen HYSYS

La phase gazeuse de l'épurateur d'aspiration (flux 4), qui se compose principalement d'hydrocarbures légers et de certains gaz indésirables, est envoyée à la section compresseur d'un turbo-détendeur. Ce dernier est utilisé pour convertir l'énergie de l'expansion des gaz à haute pression pour entraîner le compresseur ou le générateur [6]. Les gaz d'hydrocarbures comprimés entrent ensuite dans le HE (avec une chute de pression de 0,3 barg), qui est refroidi pour condenser partiellement ses gaz d'hydrocarbures. Les gaz d'hydrocarbures entrent ensuite dans un séparateur froid où les gaz indésirables sont séparés et envoyés au HE comme fluide de refroidissement. Les gaz indésirables, avec une pression de 19 barg, entrent ensuite dans la section de détente du turbo-détendeur, pour récupérer leur pression. Le condensat du séparateur froid est recyclé vers le laveur d'aspiration afin de récupérer l'hydrocarbure non capté.

Notez que la température de l'ensemble du système doit être maintenue afin d'éviter le givrage et la formation d'hydrates dans les canalisations. Le gaz détendu (flux 13) est le seul flux potentiel où des hydrates peuvent se former. Par conséquent, la pression du gaz détendu doit être contrôlée pour éviter que le courant de gaz détendu n'atteigne les températures de formation d'hydrates. De plus, la sortie du compresseur ne doit pas atteindre des températures supérieures à 150°C pour éviter d'endommager le compresseur. Il convient également de noter que la pression maximale du système doit être maintenue en dessous de 20 barg pour des raisons de sécurité et de maintenance. Dans la simulation, deux modèles de fonctionnement ont été utilisés pour maintenir la pression des cours d'eau afin d'éviter le reflux.

Le but des études paramétriques est d'examiner l'effet des paramètres de fonctionnement, tels que le taux de compression (CR) du compresseur à anneau liquide, la température à la sortie du refroidisseur d'air (flux 3), la pression du gaz détendu (flux 13) et la température du flux 16. , sur la récupération d'hydrocarbure dans le flux de produit. A noter que cette dernière correspond également à la réduction des gaz à effet de serre (C1 et CO2).

Paramètre 1 : taux de compression du compresseur à anneau liquide. Dans la figure 1, la température et la pression du flux d'alimentation sont respectivement fixées à 40 °C et 0,01 barg (1 atm). Dans cette étude, le compresseur à anneau liquide CR est le paramètre analysé. La température de la sortie du refroidisseur d'air (flux 3) est maintenue constante à 50 °C, tandis que celle du flux 16 est maintenue à 75 °C, et la pression détendue du flux 13 est fixée à 0,4 barg. Les résultats de la simulation sont résumés dans le tableau 2. Comme indiqué, la récupération totale d'hydrocarbure dans le courant de produit augmente lorsque le taux de compression est augmenté. Pour maximiser la récupération d'hydrocarbure tout en restant lié aux contraintes précitées, le CR optimal doit être de 7,5, afin de maintenir la température de sortie du compresseur à anneau liquide inférieure à 150˚C.

Paramètre 2 : Température en sortie d'aéroréfrigérant (Stream 3). Dans ce cas, le CR du compresseur à anneau liquide est fixé à 7,5, la température du flux 16 est fixée à 75 °C et la pression détendue du flux 13 à 0,4 barg. La température de l'air ambiant, qui sert de réfrigérant pour le refroidisseur d'air, est réglée à 35 ºC, pour permettre une différence de température minimale (ΔT) de 10 ºC. Par conséquent, la température de sortie la plus basse du flux 3 est de 45 °C. Les résultats de la simulation sont résumés dans le tableau 3. Comme indiqué, la récupération d'hydrocarbure est inversement proportionnelle à l'augmentation de la température. Par conséquent, la température la plus basse du flux 3 (45 ° C) doit être choisie comme condition optimale, car elle récupère le plus d'hydrocarbures, ce qui entraîne également la réduction la plus élevée des gaz à effet de serre.

Paramètre 3 : pression détendue au flux 13. Dans ce cas, le taux de compression du compresseur à anneau liquide est fixé à 7,5 et les températures des flux 3 et 16 sont fixées à 45 ºC et 75 ºC, respectivement. De plus, la pression du flux 7 est également observée pour s'assurer que la pression n'ira pas au-delà de 20 barg. Dans ces conditions, la pression détendue du flux 13 est manipulée, visant à la maintenir proche de la pression atmosphérique. Notez que la température du flux 15 est observée car ce flux a la possibilité la plus élevée de former des hydrates.

Les résultats de la modification de ce paramètre sont résumés dans le tableau 4. Sur la base de ces résultats, ni la récupération de C5+ ni la réduction des gaz à effet de serre ne sont significativement affectées par la pression détendue du flux 13. La récupération totale la plus élevée est observée à 0,2 barg. Cependant, la température correspondante du flux 15 est très basse à –9,5 ºC, tandis que la pression du flux 7 est supérieure à 20 barg. Par conséquent, une pression de 0,3 barg au flux 13 est choisie.

Paramètre 4 : Température du flux 16. Dans ce cas, le CR du compresseur à anneau liquide est défini sur 7,5, la température du flux 3 est définie sur 45 °C et la pression détendue du flux 13 est définie sur 0,3 barg. La température du flux 16 est manipulée pour trouver la température optimale qui pourrait augmenter la récupération totale des hydrocarbures, tout en respectant la température d'approche minimale de 3 ºC (en comparant avec la température du flux 7). La température du flux 15 est également observée, en raison du potentiel de formation d'hydrates, comme mentionné précédemment.

Le tableau 5 montre que la récupération totale et la réduction des gaz à effet de serre les plus élevées sont observées à 80 °C. Par conséquent, celle-ci est définie comme la température optimale pour le flux 16. Après ces études paramétriques, une analyse des coûts est effectuée pour maximiser le gain de profit du VRU. Le coût du condensat récupéré de l'alimentation est fixé à 50 $/baril, tandis que le coût unitaire de l'électricité (pour la compression) est fixé à 0,02 $/kWh. Les résultats de l'analyse des coûts sont présentés dans le tableau 6.

Selon les études paramétriques, la pression du gaz détendu au flux 13 et la température du flux 16 affectent la température du flux 15. Dans cette étude, une simulation est effectuée pour déterminer les conditions dans lesquelles les hydrates se formeront au flux 15 lorsque le flux 13 est mélangé avec le flux 6 (qui se compose principalement d'eau).

L'analyse des flux a été réalisée à l'aide de l'outil "enveloppe" d'Aspen Hysys afin d'identifier les conditions de formation des hydrates. Un graphique de formation d'hydrates avec la pression en fonction de la température est illustré à la figure 2. La formation d'hydrates dans le courant 15 peut se produire lorsqu'il y a une pression élevée et une température basse. Dans le modèle de simulation, la pression du gaz détendu dans le flux 13 est proche de 0,01 barg, ce qui nécessite une température très basse pour former l'hydrate.

FIGURE 2. Ce graphique montre les conditions dans lesquelles l'hydrate se formera dans le flux 15

De plus, l'outil d'analyse de flux "formation d'hydrates" a également été réalisé pour des températures et des pressions spécifiques afin de déterminer les conditions de formation d'hydrates. Les conditions optimales des études à quatre paramètres ont été analysées pour la formation d'hydrates. Pour les conditions optimales du flux 15 à –13,05 ºC et 0,3 barg (voir le tableau 5), la formation d'hydrates ne se produit pas. À 0,3 barg, la formation d'hydrates se produit à une température de -18,71 ºC ; tandis qu'à -13,05 ºC, l'hydrate se formera à 0,75 barg.

De l'analyse ci-dessus, on peut conclure que les problèmes potentiels d'hydrates ne sont pas significatifs dans ce cas.

L'optimisation est ensuite effectuée pour le VRU, sur la base du modèle de base construit précédemment. Le modèle a été résolu à l'aide de MS Excel Solver et vérifié avec le logiciel commercial Lingo. Dans ce modèle d'optimisation, l'objectif a été fixé de maximiser l'hydrocarbure dans le flux de produit (Δ m prod), tandis que le CR du compresseur à anneau liquide et la température du flux 16 sont les variables manipulées. Notez que la température du flux 3 est maintenue à 45 ° C, tandis que la pression du gaz détendu (flux 13) est maintenue à 8 ° C, car ce sont les conditions optimales qui conduisent à une récupération totale maximale des hydrocarbures. Les données de base du modèle d'optimisation sont présentées dans le tableau 7. L'objectif de l'optimisation est donné dans l'équation (1) ci-dessous :

maxΔmprod = ΔmCR + ΔmS16 + peut-être (1)

où ΔmCR est la récupération supplémentaire d'hydrocarbures par rapport au cas de base (en kg/h) obtenue en manipulant la valeur CR ; ΔmS16 est la récupération supplémentaire d'hydrocarbures à partir du cas de base (en kg/h) en manipulant la température du flux 16 ; et mbase est le débit de produit du cas de base du flux de produit (304,84 kg/h).

Trois scénarios sont analysés dans le modèle d'optimisation. L'objectif du scénario 1 est de maximiser le débit de produit en fonction des contraintes décrites dans la section du cas de base. Le scénario 2 explore la possibilité d'augmenter la plage limite de contrainte (température de sortie du compresseur à anneau liquide), afin de maximiser l'incrément de sa marge brute. Dans le scénario 3, une nouvelle contrainte est ajoutée pour réduire le risque de formation d'hydrates.

FIGURE 3. Ce graphique affiche la relation entre le rendement du flux de produit et le taux de compression (CR)

FIGURE 4. La relation entre le rendement du flux de produit et la température du flux 16 est presque linéaire

Scénario 1. Pour maximiser le débit massique du flux de produit (Δmprod), les relations entre ΔmS5 et ses variables de manipulation (CR et TS16) sont d'abord déterminées. Leurs relations sont d'abord déterminées indépendamment. En exécutant le modèle de simulation dans Aspen Hysys, le débit du flux de produit résultant de la manipulation des variables est illustré aux figures 3 et 4, respectivement. Comme le montrent les figures 3 et 4, les relations de ces variables montrent une tendance linéaire. Les relations linéaires sont ensuite déduites des valeurs de base et donnent la forme révisée illustrée dans les équations (2) et (3).

ΔmCR = S5CR – peut-être = 24,2 CR — 181,49 (2)

ΔmS16 = S5T16 – peut-être = 2,39 TS16 – 179,18 (3)

De plus, la température du flux 2 (TS2) dépend du taux de compression, comme indiqué dans l'équation (4). D'autre part, la différence de température entre les flux 16 et 7 (ΔT) est donnée dans l'équation (5).

TS2 = 7,21 CR+ 95,23 (4)

ΔT= –0,098( TS16) 2 + 13,44 TS16 – 444,28 (5)

Les contraintes sont données ci-dessous dans les équations aux limites (6) et (7) :

TS2 ≤ 150°C (6)

AT ≥3°C (7)

L'objectif de l'équation (1) est résolu, sous réserve des contraintes des équations (2) à (7), résultant en un débit de produit de 320,8 kg/h. Les résultats de l'optimisation ont été re-simulés et vérifiés avec Aspen Hysys. Les résultats optimaux pour CR(7.6) et TS16 (80.74ºC) obtenus à partir du modèle d'optimisation sont également vérifiés en réexécutant le modèle de simulation dans Aspen Hysys. La différence entre les modèles d'optimisation et de simulation est déterminée à environ 0,04 %, ce qui est négligeable.

FIGURE 5. Les températures des flux 15 et 16 sont corrélées ici

Scénario 2. Dans ce scénario, l'objectif reste le même que dans le scénario 1. Cependant, la température du flux 2 (TS2) est fixée à 5 ºC au-dessus de la restriction réelle, qui est de 155 ºC. En effet, l'augmentation des valeurs de CR augmente le débit massique du produit du flux 5 (voir la figure 5), ce qui génère des revenus plus élevés. Par conséquent, une nouvelle contrainte est ajoutée comme dans l'équation (8) :

TS2 ≤ 155ºC (8)

Notez que toutes les autres contraintes restent les mêmes que dans le scénario 1. La résolution de l'objectif de l'équation (1), sous réserve des contraintes des équations (2) à (5) et des équations (7) et (8), a entraîné un débit de produit de 337,2 kg/h. Les résultats de l'optimisation ont été vérifiés avec Aspen Hysys. La réexécution du modèle de simulation dans Aspen Hysys montre une différence de 0,15 % par rapport au modèle d'optimisation, ce qui peut être négligé.

Scénario 3. Dans ce scénario, l'objectif est le même que dans le scénario 1, mais une nouvelle contrainte est ajoutée pour la température du flux 15 (TS15) afin d'empêcher la formation d'hydrates. La formation d'hydrates pourrait réduire la récupération des hydrocarbures, ainsi que le profit. Bien que l'étude sur la formation d'hydrates ait indiqué que la température de formation est beaucoup plus basse à -18,71 ºC (0,3 barg), pour réduire le risque de formation d'hydrates, TS15 est défini sur une valeur supérieure à -10 ºC dans l'équation (9) :

TS15 –10ºC (9)

Notez également que TS15 dépend de la température du flux 16 (TS16), comme le montre la figure 5. Les résultats de la simulation indiquent que leur corrélation peut être donnée comme dans l'équation (10) :

TS15 = –0,26(TS16) 2 + 39,09 TS16 –1 487,2 (10)

La résolution de l'objectif de l'équation (1), sous réserve des contraintes des équations (2) à (7) et des équations (9) et (10), donne un débit de produit de 313,2 kg/h. Comme dans les scénarios précédents, les différences entre les modèles Lingo et Hysys sont négligeables.

Les résultats du modèle de base et ceux des scénarios d'optimisation sont présentés dans le tableau 8. Comme indiqué, il y a des incréments d'augmentation de la marge brute pour les scénarios 1 et 2, par rapport au modèle de base. Le scénario 3, cependant, montre une diminution du bénéfice brut. La raison de la réduction du bénéfice brut est due à la contrainte supplémentaire définie pour TS15, qui fait que TS16 a une valeur inférieure et entraîne une baisse du bénéfice brut.

L'outil d'évaluation économique d'Aspen Hysys a été utilisé pour évaluer les aspects économiques du système VRU, ce qui a entraîné un coût en capital de 1 263 500 $ (le coût d'exploitation est négligeable). La période de récupération de chaque scénario est indiquée dans le tableau 8, calculée en supposant une durée de fonctionnement annuelle de 8 000 h. La dernière ligne du tableau 8 montre que les trois scénarios sont comparables pour leur période de récupération, le scénario 2 surclassant légèrement les autres, avec la réduction de gaz à effet de serre la plus élevée de 37,16 kg d'émissions par heure (CO2e/h). A noter que ce dernier est calculé à partir des différences de débits de méthane et de CO2 dans la charge (Stream 1) et le Stream 16 qui est envoyé à la torche. A noter également que le méthane est généralement considéré comme un gaz à effet de serre 25 fois plus puissant que le CO2, en termes de potentiel de réchauffement climatique.

Une analyse de sensibilité a ensuite été effectuée pour identifier les paramètres qui ont une influence significative sur le bénéfice brut du projet. Dans l'analyse, plusieurs paramètres, dont le taux de compression, le prix du condensat, la température de sortie du flux 3, la température du flux 16 et le prix de l'électricité, ont été étudiés pour évaluer le profit brut. Chacun des paramètres est défini pour avoir une variation de ± 20 % dans leurs valeurs par rapport au modèle de référence.

Sur la base de la figure 6, on constate qu'à part le prix de l'électricité, tous les autres paramètres sont très sensibles. Le paramètre le plus sensible est la température de sortie du refroidisseur (flux 3), qui conduira à la plus grande différence de profit brut d'environ 100 $/h. De plus, le prix du condensat entraînera également une différence de profit brut significative d'environ 90 $/h.

FIGURE 6. L'analyse de sensibilité montre que la plupart des paramètres sont en fait assez sensibles

Ces analyses confirment que la mise en place des VRU sur les cuves de stockage réduit la pollution tout en générant un surcroît de profit. Les résultats de l'optimisation ont montré qu'une récupération accrue des hydrocarbures entraîne une augmentation des bénéfices, avec une période de récupération d'environ 0,7 an, couplée à une réduction des gaz à effet de serre de plus de 30 kg CO2e/h. L'analyse de sensibilité montre qu'un contrôle minutieux de la température du flux 3 est nécessaire, car c'est le paramètre le plus influent parmi tous ceux analysés. ■

1. Climate & Clean Air Coalition (CCAC), Document d'orientation technique numéro 6 : Réservoirs de stockage de liquides d'hydrocarbures non stabilisés, 2017.

2. Agence américaine de protection de l'environnement, Lessons Learned from Natural Gas STAR Partners, Installing Vapor Recovery Units on Storage Tanks, 2006.

3. Abdel-Aal, HK, Aggour, M. et Fahim, MA, « Petroleum and Gas Field Processing », CRC Press, juillet 2003.

4. Schneider, GW, Boyer, BE et Goodyear, MA. Récupération de gaz instantané à partir de réservoirs de stockage sur une plate-forme de production offshore utilisant la technologie de compression scroll, Society of Petroleum Engineers - SPE International Conference on Health, Safety and Environment in Oil and Gas Exploration and Production, avril 2010.

5. De Vos, D., Duddy, M. et Bronneburg, J.. Le problème de l'évacuation des gaz inertes sur les FPSO et une solution simple, Offshore Technology Conference 2006 : New Depths. Nouveaux Horizons, mai 2006.

6. Bloch, HP, Soares, C., "Turboexpanders and Process Applications," Gulf Professional Publishing, juin 2001.

7. AspenTech, « Aspen HYSYS V8 Highlights, Resources, IT Support For V8 », www.aspentech.com, 2015.

8. Blackwell, B., Systèmes de récupération de vapeur pour parcs de stockage ou séparateurs de processus en amont, Gardner Denver Garo, 2019.

9. Sinnott, RK et Towler, G., "Conception en génie chimique", Elsevier, 2013.

Yik Fu Lim est ingénieur en instrumentation et contrôle industriels chez Taner Industrial Technology Sdn Bhd (Unité B2 et B3, Jalan SP4/1, Section 4, Taman Serdang Perdana, 43300 Seri Kembangan, Selangor, Malaisie ; Téléphone : 6013- 3331928 ; E- mail : [email protégé]). Son travail consiste à développer des schémas de contrôle et d'instrumentation soutenant la mise en œuvre de l'Industrie 4.0.

Dominic CY Foo est professeur de conception et d'intégration de processus à l'Université de Nottingham, campus de Malaisie (Département de génie chimique et environnemental et Centre d'excellence pour les technologies vertes, Broga Road, 43500 Semenyih, Selangor, Malaisie ; Téléphone : +60 (3)-8924-8130 ; Fax : +60(3)-8924-8017 ; E-mail : [email protected]). Il est un ingénieur professionnel enregistré auprès du Board of Engineer Malaysia. Ses recherches comprennent le développement de techniques d'intégration de processus pour la conservation des ressources et la planification de la production. Il a publié 8 livres et plus de 190 articles publiés dans de nombreuses revues techniques, est rédacteur en chef de Process Integration and Optimization for Sustainability et siège aux comités de rédaction de plusieurs revues.

Mike Boon Lee Ooi est ingénieur principal des procédés chez NGLTech Sdn Bhd (Suite 8-3, 8th Floor, Wisma UOA II, No 21, Jalan Pinang, 50450 Kuala Lumpur, Malaisie. Téléphone : +6016-9364888 ; E-mail : [ e-mail protégé]). Il a 15 ans d'expérience professionnelle dans la conception technique du pétrole et du gaz. Son travail comprend le développement de nouvelles technologies pour les systèmes de récupération des condensats (CRS), les unités de production à basse pression (LPPU), les conceptions de séparateurs et les systèmes de suppression des bouchons.