MX2015003390A - Proceso para optimizar la remocion de componentes condensables de un fluido. - Google Patents

Abstract

La presente invención se relaciona con un método para remover componentes condensables de un fluido que contiene componentes condensables. El método involucra optimizar la temperatura de una corriente de alimentación inicial que incluye los componentes condensables, a través de un intercambio de calor y enfriar para condensar los líquidos ahí. Los líquidos se remueven para formar una corriente de gas que después se comprime y después se enfría para formar una corriente a alta presión. Una porción de la corriente a alta presión se expande para formar una corriente a baja presión enfriada, la cual se mezcla con la corriente de alimentación inicial para aumentar el enfriamiento y la condensación de los componentes condensables en la corriente de alimentación inicial. El método se caracteriza porque, después de mezclar la corriente a baja presión enfriada con la corriente de alimentación inicial, la mezcla formada se separa en una corriente líquida y una corriente gaseosa. La corriente líquida y la corriente gaseosa se ponen en contacto con la corriente de alimentación inicial en un intercambiador de calor gas-líquido y en un intercambiador de calor gas-gas, respectivamente.

Description

PROCESO PARA OPTIMIZAR LA REMOCION DE COMPONENTES CONDENSABLES DE UN FLUIDO CAMPO DE LA INVENCIÓN La presente invención se relaciona con la eliminación de condensables de mezclas de fluidos que exhiben un efecto Joule-Thomson positivo, y más particularmente, la presente invención se relaciona con la eliminación de, por ejemplo, agua de corrientes de gas ácido, para minimizar o eliminar sustancialmente la formación de agua líquida en la misma, a fin de minimizar la corrosión y la formación de hidratos en la corriente de gas, que se transportan e inyectan para el secuestro. También se proporciona una descripción de reconversión y recuperación mejorada de hidrocarburos.

ANTECEDENTES DE LA INVENCIÓN Las corrientes de gas, tales como las que resultan del proceso de petróleo o procesos de combustión, a menudo contienen un gas o gases que forman un ácido cuando se mezclan con agua. Estos gases se llaman normalmente “gases ácidos”. Los gases ácidos que se presentan naturalmente más comunes, que resultan del procesamiento del petróleo son sulfuro de hidrógeno (H2S) y dióxido de carbono (CO2). Los gases ácidos típicos derivados de los procesos de combustión/oxidación/pirólisis son dióxido de carbono (C02), dióxido de azufre (S02) y óxidos de nitrógeno (NO, NO2).

Los gases ácidos típicamente contienen agua. Los gases ácidos que se presentan naturalmente a menudo se saturan con agua en el depósito y los gases derivados de la combustión coexisten con el agua formada de la reacción de hidrógeno y oxígeno durante la combustión. Prácticamente todos los gases ácidos finalmente terminan siendo saturados con vapor de agua en algún punto durante el proceso de extracción o purificación del gas ácido. La reducción de la temperatura o el aumento de la presión, a lo largo de un intervalo definido, de un gas ácido que contiene agua, tal como la que se presenta cuando el gas ácido se pasa a través de un compresor, dará lugar a la condensación de una parte del agua de una fase gas a líquida. En alguna temperatura, todavía por encima del punto de congelación del agua, el agua y el gas ácido pueden comenzar a formar una estructura “similar a sólida” llamada un hidrato gaseoso. La temperatura a la que los hidratos pueden comenzar a formarse se llama la Temperatura de Formación de Hidrato (HFT), que varía de acuerdo con la presión, la composición y el contenido de agua de la mezcla. Los hidratos son la combinación física de agua y pequeñas moléculas que producen un compuesto que tiene una apariencia “similar a hielo”, pero que poseen diferentes propiedades y estructura que el hielo. Los hidratos también pueden ser conocidos como clatratos de gas. Los hidratos son problemáticos, ya que pueden causar una transferencia de calor reducida, caídas de presión en exceso, interrupciones en la producción y son un problema de seguridad.

La formación de una fase acuosa en cualquier sistema gaseoso no es deseable, ya que promueve la corrosión, puede causar que se formen hidratos gaseosos y puede causar problemas mecánicos y operativos. Una fase acuosa es particularmente indeseable en un sistema de gas ácido, ya que fase acuosa resultante será ácida, resultando en un aumento significativo en la velocidad de corrosión y, usualmente resultando en una HFT mayor que los gases no ácidos.

La Tabla A ilustra los niveles de corrosión que se producen en acero suave a concentraciones variadas de los componentes de gas ácido en el agua.

Tabla A Corrosión del acero suave por dióxido de carbono y otros gases en agua * Temperatura de 80°F, exposición 72 h.

Fuente: Data of Watkins and Kincheloe (1958) amd Watkins and Wright (1953).

Aunque la descripción se ha centrado en el gas ácido, se apreciará por los experimentados que la metodología y el concepto son aplicables para eliminar los componentes condensables de cualquier corriente de fluido que presenta un coeficiente de Joule-Thomson positivo.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LA INVENCIÓN Un objetivo de una modalidad de la presente invención es proporcionar un método para eliminar los componentes condensables de un fluido que contiene los componentes condensables, que comprende: la optimización de la temperatura de una corriente de alimentación inicial, incluyendo los componentes condensables, a través de intercambio de calor y enfriamiento para condensar los líquidos allí, y remover estos líquidos para formar una corriente de gas; comprimir y después enfriar la corriente de gas para formar una corriente a alta presión; expandir por lo menos una porción de la corriente a alta presión para formar una corriente de baja presión enfriada; mezclar la corriente de baja presión enfriada con la corriente de alimentación inicial para aumentar el enfriamiento y la condensación de los componentes condensables en la corriente de alimentación inicialmente para formar una mezcla; separar la mezcla en una corriente líquida y una corriente gaseosa; y poner en contacto la corriente líquida y la corriente gaseosa con la corriente de alimentación inicial para el intercambio de calor a través de una operación de intercambio de calor gas-líquido en secuencia con una operación de intercambio de calor gas-gas.

Haciendo referencia a las figuras 1 y 2, el contenido de agua en un gas ácido es proporcional a la temperatura y hasta aproximadamente 400 psia (27.58 bar) para H2S y 900 psia (62.05 bar) para CO2, es inversamente proporcional a la presión. Dentro de estos límites, las presiones más altas y temperaturas más bajas favorecen el bajo contenido de agua en los gases ácidos.

La deshidratación es el proceso de remoción de agua para minimizar o prevenir los hidratos y la formación de agua libre. En un gas ácido con una concentración relativamente alta de H2S, típicamente se remueve suficiente agua durante el enfriamiento entre etapas de compresión multi-etapa convencionales a través de una fase densa (un poco de presión por encima de la presión crítica del fluido también se conoce como supercrítica) de tal manera que no se requiere un proceso de deshidratación separada. A medida que el contenido de C02 del gas ácido aumenta, la remoción de suficiente agua a través de la compresión solamente se vuelve menos probable y, por lo general, se requiere un proceso de deshidratación separado.

Los medios convencionales de deshidratación de gas son de adsorción de desecante sólido, absorción de desecante líquido, refrigeración, separación de membrana y arrastre de gas seco. Los métodos más usados son la adsorción de desecante sólido y absorción de desecante líquido.

La deshidratación de glicol, un proceso de absorción de desecante líquido, en general se considera como el más favorecido operacionalmente y más económico para la mayoría de las aplicaciones. Estos procesos de deshidratación de desecante líquido tienen varios inconvenientes: • Las pérdidas de glicol en un servicio de CO2 a alta presión pueden ser significativas; • el exceso de oxígeno, que normalmente se encuentra en los gases ácidos formados por combustión aumenta significativamente la corrosión y acelera la degradación del glicol a temperaturas de regeneración mayores, lo que requiere la adición continua del proceso de recuperación de glicol; • el glicol debe monitorearse y tratarse para mantener un intervalo de pH adecuado; • el equipo de deshidratación está fabricado típicamente a alto costo, metales resistentes a la corrosión, tales como acero inoxidable para manejar los líquidos ácidos producidos; • el glicol se calienta típicamente a temperaturas de hasta 400°F (204.4°C) para la regeneración, resultando en la vaporización de agua y venteo de los gases ácidos absorbidos a la atmósfera, y otros contaminantes también absorbidos por el glicol, tales como compuestos orgánicos volátiles (VOC), típicamente benceno, tolueno, etilbenceno y xileno (BTEX) y los gases arrastrados. El control de estas emisiones fugitivas, en general, requiere la adición de equipos de recuperación de vapor costoso e introduce el potencial de contaminación de oxígeno adicional; • los requerimientos de utilidad de tales procesos son altos e incluyen el combustible usado para la regeneración de glicol y la potencia necesaria para bombear el glicol y operar el equipo de recuperación de vapor; • la huella de carbono total significativa se genera como resultado de la fabricación del equipo de deshidratación, y el CO2 producido a partir de las demandas de utilidad del sistema y de la formulación del glicol usado en el proceso de deshidratación.

La deshidratación por refrigeración hace uso de la capacidad reducida del gas para retener agua, ya que su temperatura disminuye. La reducción de la temperatura se puede lograr indirectamente mediante intercambio de calor desde la “de refrigeración” externa u otro proceso de reducción de la temperatura, o directamente por expansión del propio gas. La expansión directa del gas es la expansión isoentrópica, tal como en un turbo-expansor, o la expansión isoentálpica, tal como a través de una válvula de válvula Joule-Thomson (JT) usada en una planta de estrangulador convencional o a través de un proceso de refrigeración por compresión de gas. La instalación de una unidad de refrigeración indirecta dedicado exclusivamente para el propósito de la deshidratación es típicamente de un costo prohibitivo.

Ambos métodos directos de deshidratación de refrigeración isoentálpica e isentrópica usan un dispositivo de expansión, un separador de baja temperatura y por lo menos un intercambiador de calor para recuperar la mayor cantidad de energía del proceso como sea posible. En su forma más simple, la totalidad del gas se expande, ya sea isoentálpica o isoentrópicamente, desde una presión mayor hasta una presión menor, los que resulta en una temperatura de fluido suficientemente baja para que se produzca la condensación de agua. El agua condensada se remueve del proceso en un separador a baja temperatura y la temperatura baja residual, sustancialmente de gas seco, se usa para pre-enfriar el fluido entrante para mejorar la eficiencia térmica del proceso. Esto se conoce normalmente como una “Planta estranguladora” o “Unidad de Control del Punto de Rocío (DPCU)” en una aplicación de procesamiento de petróleo y gas corriente arriba.

En el caso de la expansión isoentrópica, la expansión se realiza con un expansor y el trabajo extraído por el expansor se usa típicamente para volver a comprimir parcialmente el gas seco de salida.

La elección de si usar la expansión isoentrópica o isoentálpica depende de la cantidad de remoción de agua requerida, y por lo tanto, la cantidad de reducción de temperatura requerida. La expansión isoentrópica es capaz de alcanzar temperaturas menores. Desde una perspectiva de costo de capital, el proceso isentrópico es significativamente más costoso, pero la posibilidad para recuperar el trabajo tiene una ventaja de compensación. Desde una perspectiva de operación y mantenimiento, el proceso isoentálpico tiene la ventaja de ser mecánica y operacionalmente simple y adecuado para la mayoría de las aplicaciones. La desventaja de compensación del proceso isoentálpico es el requisito para consumir trabajo adicional a través del aumento de los requerimientos de compresión.

La desventaja común de cualquiera de los procesos de deshidratación de refrigeración es que la mayoría de las aplicaciones requieren la corriente de gas para ser enfriado a una temperatura que sea cercana o debajo de la temperatura de formación de hidratos (HFT) para lograr el nivel deseado de deshidratación. Para una operación confiable, la adición continua de un inhibidor de hidrato termodinámico, tal como glicol o metanol, se emplea generalmente para reducir la HFT. Si se desea, tanto el glicol y metanol son recuperables, pero requieren un proceso de regeneración independiente completo con todos los problemas descritos anteriormente bajo la deshidratación de desecante líquido. A menudo, la elección se realiza para usar metanol sin recuperación, ya que el metanol es relativamente benigno y tiene menos impacto en los procesos corriente abajo que el glicol, aunque esta elección resulta típicamente en un mayor costo de funcionamiento. Curiosamente, el metanol no sólo es útil como inhibidor de hidrato, sino que también reduce el contenido de agua más allá de la simple reducción de la temperatura. De esta manera, hay una deshidratación mejorada.

Es evidente que hay una necesidad de un proceso de deshidratación para corrientes de gas ácido que sea eficiente y rentable y que evite los problemas observados con los procesos de deshidratación convencionales.

BREVE DESCRIPCIÓN DE LAS FIGURAS Las características de la invención se harán más evidentes en la siguiente descripción detallada, en la que se hace referencia a los dibujos adjuntos, en donde: La figura 1 es una ilustración gráfica del contenido de agua saturada de diversos fluidos, gases ácidos y metano (CH4) a 100°F (37.78°C) durante un intervalo de presiones; La Figura 2 es una ilustración gráfica del contenido de agua saturada de mezclas ricas en CO2 y metano (CH4) a 100°F (37.78°C) durante un intervalo de presiones; La Figura 3 es una ilustración gráfica de las pérdidas de glicol en un servicio de C02 a alta presión de la téenica previa; La Figura 4A es un esquema de un proceso de deshidratación isoentálpica acuerdo con una modalidad de la invención para una corriente de fluido saturado de agua que comprende C02 al 100%; La Figura 4B es un esquema de un proceso de deshidratación isoentálpica acuerdo con la figura 4A para una corriente de fluido que comprende 80% de CO2 y 20% de H2S; La Figura 5A y 5B son diagramas esquemáticos de un proceso de deshidratación isoentálpica de acuerdo a las figuras 4A y 4B, que incorpora un intercambiador de calor para el calentamiento de una estela parcialmente expandida para prevenir la formación de hidratos en la corriente de alimentación de proceso principal previo a una expansión adicional de la estela para lograr la reducción de la temperatura deseada; La Figura 6A y 6B son diagramas esquemáticos de un proceso de deshidratación isoentálpica de acuerdo con las figuras 4A y 4B, que incorpora un separador de baja temperatura para remover agua de la corriente de fluido antes de la reintroducción de la estela a la misma e inyección continua del inhibidor de hidrato; La Figura 7 es un esquema de un proceso isoentálpico multi-etapas de acuerdo con una modalidad de la invención; La Figura 8 es un esquema de un proceso isentrópico multi-etapa de acuerdo con una modalidad de la invención, en donde una de las válvulas de Joule-Thomson se sustituye con un expansor de fluido isentrópico; La Figura 9 es una ilustración esquemática de una modalidad adicional de la presente invención; y La Figura 10 es una ilustración esquemática de otra variación de la teenología abarcada por la presente invención.

Los ejemplos proporcionados asumen el desempeño de estado estacionario. Otras consideraciones están dirigidas a dar cabida a la puesta en marcha, en los trastornos de servicios, e interrupciones para las operaciones comerciales. Un ejemplo simple es que durante los primeros minutos de arranque, y durante los períodos de trastornos del proceso externo, las temperaturas y las velocidades de flujo de estela no pueden estar en una condición de operación de estado estacionario dictaminada por el diseño del proceso. Los hidratos podrían comenzar potencialmente a formarse sin suministrar algo en el diseño para mitigar esta condición. Por lo tanto, las modalidades de la invención se diseñan para incluir la capacidad de adicionar un inhibidor de hidrato de termodinámico, tal como metanol, para la protección temporal contra la formación de hidratos en un rendimiento de estado no estacionario.

Los números similares usados en las figuras indican elementos similares.

MEJOR MODO PARA LLEVAR A CABO LA INVENCIÓN Las modalidades de la invención aprovechan la propiedad termodinámica de los gases ácidos típicos que los hacen útiles como un “refrigerante”. Tales gases exhiben una reducción de temperatura relativamente grande para una reducción de presión dada dentro de la región de operación del proceso. La gran disminución de la temperatura se usa para enfriar una estela de la corriente de alimentación que después se reciela corriente arriba para la refrigeración de la corriente de alimentación. De esta manera, el método usa el reciclaje para “auto-refrigera . El efecto Joule-Thomson se consigue permitiendo que el gas se expanda isoentálpicamente a través de un dispositivo de estrangulamiento, típicamente una válvula de control. No se extrae trabajo externo del gas durante la expansión isoentálpica. La velocidad de cambio de la temperatura con respecto a la presión en un fluido es el coeficiente de Joule-Thomson (Kelvin). Por ejemplo, el coeficiente de Joule-Thomson (JT) para el dióxido de carbono a 50°C y 60 atm (60.79 bar), es aproximadamente 5.6 veces mayor que el del nitrógeno en las mismas condiciones. Por lo tanto, la reducción de la temperatura para el CO2 sería de aproximadamente 5.6 veces mayor que para el nitrógeno para la misma reducción de la presión a estas condiciones. Los datos del coeficiente de JT también están disponibles para el H2S, S02 y otros gases ácidos, así como para los hidrocarburos, y los gases inertes, tales como nitrógeno y oxígeno, que se pueden encontrar.

Los gases ácidos procesado para las aplicaciones comerciales, tales como aplicaciones para la Recuperación de aceite mejorada (EOR) o aplicaciones de secuestro y captura de carbono (CCS) normalmente se comprimen a presiones supercríticas, comúnmente conocidas como‘lase densa", para el transporte y/o el secuestro. Para llegar a la fase densa, la compresión se realiza normalmente en más de una etapa, ya sea usando compresión centrífuga, reciprocante o de choque, dependiendo de la presión inicial. El diferencial de presión entre las etapas proporciona una oportunidad para tomar ventaja de las propiedades del coeficiente de JT favorables del vapor.

La compresión se divide en dos regiones distintas con respecto al punto crítico del fluido que está siendo comprimido. Las etapas de compresión en la primera región son sub-críticas y las etapas de la segunda región toman el fluido por encima de su presión crítica y pueden llevarse a cabo mediante medios de compresión y bombeo. Una corriente de entrada entra en la primera región de la compresión, que es sub-crítica, y se supone que es agua saturada. Parte del agua se elimina naturalmente por compresión a través de las diversas etapas en la primera región.

En las modalidades de la invención, una estela de fluido de la descarga enfriado después de una etapa de compresión, típicamente cerca o encima de la presión crítica, se expande a la presión de succión de la misma etapa, o a una etapa precedente, debería requerirse una reducción adicional de la temperatura. La temperatura reducida resultante de la estela expandido se usa para enfriar la corriente de fluido principal corriente arriba, en primer lugar mediante intercambio de calor, si se requiere, y finalmente por mezclado directo de la estela con la corriente de fluido principal. La reducción resultante en la temperatura de la corriente mezclada se condensa agua adicional del gas. La cantidad de enfriamiento requerida es una función del contenido mínimo de agua requerido para la composición de la corriente para cumplir con los criterios de diseño para la temperatura del punto de rocío y/o la temperatura de formación de hidratos.

Los siguientes son ejemplos que ilustran las modalidades de la invención, más particularmente: Ejemplo 1 - una modalidad básica; Ejemplo 2 - usar de un recipiente separador a baja temperatura (LTS); Ejemplo 3 - incorporar un intercambiador de calor (HEX); Ejemplo 4 - una modalidad isoentálpica multietapa; y Ejemplo 5 - una modalidad isoentrópico o isoentálpica multietapa.

Los Ejemplos 1-3 se muestran con diferentes composiciones de la corriente; más particularmente una corriente que tiene 100% de CO2 y una corriente que tiene 80% de C02 y 20% de H2S. Se observará, sin embargo, que las modalidades de la invención son aplicables a las corrientes que tienen cantidades variables de H2S y que incluyen S02, NOX y cualesquiera otras mezclas gaseosas con coeficientes de JT relativamente grandes.

Los Ejemplos 4 y 5 ilustran las capacidades de baja temperatura de las modalidades de la invención, así como las diferencias entre los procesos isoentálpicos e isoentrópicos.

Ejemplo 1 - BÁSICO Haciendo referencia a las Figuras 4A y 4B, en una modalidad de la invención, una corriente de alimentación de gas ácido saturada con agua 10 entra a una etapa de succión 12 donde se comprime 14 a la presión de succión de la siguiente etapa 16. El vapor comprimido caliente 14 se enfría 18 con un refrigerador posterior 20, resultando en la condensación de parte del agua y otros condensables en la corriente de alimentación. El líquido condensado que contiene agua se remueve 22 en un separador 24 corriente arriba de la etapa final de compresión. El gas saturado 26 del separador 24 se comprime adicionalmente en 28 y se post-enfría de nuevo en 30.

Una estela 32 de la corriente de fluido comprimido y post-enfriado se remueve y expande isoentálpicamente 34 a través de una válvula de Joule-Thomson (TCV) 36 a la presión de succión inferior de la misma etapa 16 de compresión. Los resultados de expansión en una reducción de la temperatura, cuya magnitud depende de la magnitud de la reducción de la presión y la composición de la corriente de fluido. La corriente más fría 38 se combina con la corriente post-enfriada 18, que sale de la etapa de compresión previa, lo que resulta en una corriente combinada 40 que tiene una temperatura suficientemente reducida para condensar la cantidad de agua requerida.

Como se muestra en la figura 4A, para una corriente de alimentación que tiene 100% de CO2, la temperatura se reduce a aproximadamente 87°F (30.55°C) y el contenido final de agua se reduce a aproximadamente 73 libras/MMscf para dar lugar a una temperatura de formación de hidratos (HFT) de 30°F (-1.11c).

Haciendo referencia a la Figura 4B, en donde la corriente de alimentación contuvo 80% de C02 y 20% de H2S, la temperatura sólo necesita reducirse a aproximadamente 93°F para un contenido de agua final de aproximadamente 89 Ib/MMscf para alcanzar la misma temperatura de formación de hidratos (HFT) de 30°F (-1.11c).

Ejemplo 2 - Intercambiador de calor (HEX) En los casos en donde la composición de la corriente de alimentación, en combinación con una reducción de presión grande, crea una temperatura de la corriente que es menor que la temperatura de formación de hidratos de la corriente de alimentación principal no deshidratada, la modalidad mostrada en las Figuras 4A y 4B se puede modificar para incluir un intercambiador de calor (HEX).

Con referencia a las figuras 5A y 5B, la modalidad básica se modifica de manera que se evita la necesidad de inyección continua de inhibidor de hidrato, tal como se usa en los procesos de refrigeración convencionales.

En las figuras 5A y 5B, la estela 34 se expande parcialmente 42 a través de una segunda válvula de Joule-Thomson (JTV) 44. La temperatura de la corriente parcialmente expandida se eleva después en un intercambiador de calor 46 antes de la expansión adicional de la corriente de 48 a través de la válvula de Joule-Thomson (TCV) 50. De esta manera, las temperaturas de las corrientes parcial y completamente expandidas 42, 48 se mantienen por encima de las temperaturas de formación de hidrato respectivas de la corriente de alimentación principal no deshidratada.

Para los propósitos del Ejemplo 2, la temperatura de formación de hidrato de diseño se ajustó a 15°F (-9.44°C).

Como se muestra en la Figura 5 A, para una corriente de alimentación que tiene 100% de CO2, la temperatura debe reducirse a aproximadamente 73°F (22.78°C) para dar lugar a un contenido final de agua de aproximadamente 51 Ib/MMscf hasta alcanzar la temperatura de formación de hidratos de diseño de 15°F (-9.44°C).

Con referencia a la Figura 513, y en el caso en donde la corriente de alimentación comprenda 80% de C02 y 20% de H2S, la temperatura se redujo a aproximadamente 79°F (26.11°C) para dar como resultado un contenido final de agua de aproximadamente 64 Ib/MMscf hasta alcanzar la temperatura de formación de hidratos de diseño de 15°F (-9.44°C).

Ejemplo 3 - Separador a baia temperatura .

Haciendo referencia a las figuras 6A y 6B, una modalidad de la invención usa un separador adicional, en donde la reducción de la temperatura es significativa, como una alternativa a la modalidad descrita en el Ejemplo 2.

Como se muestra en las Figuras 6A y 6B, el 46 y JTV 44 de las Figuras 5A y 5B, se reemplazan con un segundo separador de baja temperatura (LTS) 52. Una estela 54 se expande 56 a través de una válvula de Joule-Thomson (TCV) 44. El primer separador 24 se coloca para eliminar tanta agua como sea posible de la corriente de alimentación antes de la reintroducción de la estela expandida 48. La adición de inhibidor de hidrato en la estela expandida 48 se considera cuando el diseño del proceso requiere que la temperatura de la estela expandida sea menor de 32°F (0°C). La remoción temprana del agua reduce la cantidad de refrigeración necesaria para satisfacer con las condiciones de diseño y, si las condiciones lo garantizan, reduce la cantidad de inhibidor de hidrato requerido.

La temperatura de formación de hidrato de diseño para el Ejemplo 3 se ajustó a 0°F (-17.78°C).

Como se muestra en la Figura 6A, en donde la corriente de alimentación comprende 100% de CO2, la temperatura tuvo que ser reducida a 62°F, para dar lugar a un contenido final de agua de aproximadamente 36 Ib/MMscf para satisfacer la temperatura de formación de hidratos de diseño de 0°F (-17.78°C).

Con referencia a la Figura 6B, en donde la corriente de alimentación comprende 80% de C02 y 20% de H2S, la temperatura tuvo que ser reducida a aproximadamente 67°F (19.44°C) para dar como resultado un contenido final de agua de aproximadamente 45 Ib/MMscf hasta alcanzar la temperatura de formación de diseño de hidratos de 0°F (-17.78°C).

Ejemplo 4 - MULTI-ETAPA ISOENTÁLPICA Con referencia a la Figura 7, se emplea una modalidad de múltiples etapas de la invención, en donde reducción de la temperatura requerida es muy grande. La modalidad se diseñó para alcanzar una temperatura de formación de hidratos de -45°F (-42.78°C).

Como se muestra en la Figura 7, esta modalidad comprende un intercambiador de calor 46, un separador de baja temperatura 52 y una inyección de inhibidor continua 56. El primer separador 24 se coloca entre el intercambiador de calor 46 y la reintroducción de la corriente de temperatura reducida. La eliminación temprana de agua de la corriente de alimentación reduce la cantidad de enfriamiento y el inhibidor de hidrato necesario para satisfacer los criterios de diseño.

Para obtener una temperatura menor, la reducción de presión que resulta de la expansión de la estela 58 a través de la válvula de Joule-Thomson 44 se produce en por lo menos dos etapas de compresión. De esta manera, la estela parcialmente expandida 60 se calienta en el intercambiador de calor 46 y se expande completamente 62 a través de la válvula de Joule-Thomson 64 para ser reintroducida, junto con la inyección de inhibidor de hidrato, a la corriente de alimentación de dos o más etapas 66, 68 corriente arriba de la remoción de la estela 58 para enfriar la corriente de alimentación 28. El agua condensada se remueve de la corriente de alimentación enfriada 28 en el segundo separador 52 antes de la compresión adicional de la corriente de alimentación enfriada 28.

En este ejemplo, la baja temperatura alcanzada en la estela completamente expandida 56 y la corriente de alimentación enfriada 28 necesita la adición del inhibidor de hidrato, sin embargo, la cantidad de inhibidor de hidrato se minimiza como resultado de la remoción corriente arriba de una parte significativa del agua en el primer separador 24.

Un beneficio adicional de la baja temperatura alcanzada en la corriente de alimentación enfriada en este ejemplo, es la capacidad para reducir el número de etapas de compresión de cinco etapas a cuatro etapas, que resulta en una reducción en el costo total.

Ejemplo 5 - MULTI-ETAPA ISOENTRÓPICAS Con referencia a la figura 8, una modalidad multietapa de la invención usa un expansor de fluido isentrópico 66, tal como una turbina de expansión radial convencional o turbo-expansor (tal como está disponible en Mafi-Trench, Santa María, CA, USA) para reemplazar la válvula de Joule-Thomson 44 de la Figura 7 para la expansión de la estela 58.

En esta modalidad, el expansor de fluido isoentrópico es capaz de alcanzar una temperatura menor en la estela expandida 60 que es posible usando una válvula de Joule-Thompson (expansión isoentálpica) para la misma reducción de la presión. Además, la fracción de estela requerida es menor de lo que es en el Ejemplo 4.

Los requisitos de potencia para la etapa 3 (66) y la Etapa 4 (68) para esta modalidad, en comparación con la del Ejemplo 4, son menores de aproximadamente 2%. El expansor de fluido isentrópico produce energía, aproximadamente 1.8% de la Etapa 3 (66) y la Etapa 4 (68) para otros usos. Además, se minimizan los requerimientos del inhibidor de hidrato.

Las modalidades de la invención, que se describen en la presente, tienen notables ventajas y diferencias de los procesos de deshidratación de refrigeración isoentálpica y de desecante líquido convencionales.

En comparación con los procesos de deshidratación de desecante líquido, las modalidades de la invención permiten la eliminación del equipo de deshidratación convencional mediante el reemplazo con las válvulas de expansión (TCV, JTV) en una pequeña fracción del costo de capital del equipo de deshidratación convencional.

En comparación con los procesos de refrigeración por expansión isoentálpica convencionales, tales como una “planta de estrangulamiento” o “DPCU”, las modalidades de la invención pueden permitir la eliminación de una etapa de compresión, un intercambiador de calor gas-gas principal y la adición del inhibidor de hidrato, proporcionando una reducción significativa al costo de capital.

La téenica previa “Planta de estrangulamiento” o “DPCU” requiere que la corriente de gas total sea sobre-comprimida y expandida a la presión de diseño. Esto normalmente aumenta los requerimientos de potencia de compresión originales del sistema en 20% a 25%. Dependiendo de la composición del gas y de las condiciones de operación, la mayor presión de descarga del compresor puede necesita la adición de una etapa de compresión completa.

La estela de enfriamiento es típicamente de 10% a 30% del flujo de la corriente combinada a través de una sola etapa, dependiendo de la composición del gas ácido y de las condiciones de operación requeridas. El aumento en el rendimiento a través de una etapa de compresión aumenta teóricamente la demanda de potencia de compresión total de 2% a 6% (es decir 1/5 de 10% - 30% para un compresor 5 etapas). En comparación, sin embargo, este aumento es a menudo comparable con el aumento debido a la caída de presión a través del equipo de deshidratación convencional. Además, hay un mejoramiento de la eficiencia, y por lo tanto, una reducción correspondiente en la potencia de compresión, resultante de la temperatura de operación reducida del compresor. En algunos casos, los requerimientos de potencia de compresión terminan siendo menores que al usar el equipo de deshidratación convencional.

Las temperaturas de succión menores, permitidas por las modalidades de la invención, tienen una ventaja adicional sobre el deshidratador convencional y la planta de estrangulamiento. La temperatura reducida en una sola etapa ofrece la oportunidad de reequilibrar las relaciones de compresión en cada etapa, una relación de compresión mayor, en donde la presión de succión es más fría, permitiendo así una reducción de la relación de compresión en las otras, hasta que las temperaturas de descarga de cada etapa son relativamente iguales en algún nuevo valor inferior. La reducción en la temperatura de descarga reduce en cierta medida la demanda de potencia adicional resultante del volumen estela adicional visto en una o más etapas de compresión. La reducción de la temperatura también resulta en una vida de la válvula más larga, aumento del tiempo de operación y menores costos de mantenimiento. El reequilibrio puede, en algún momento, con menores temperaturas, ser suficientemente significativo para eliminar una etapa de compresión completa y, de esta manera, proporcionar ahorros de costo de capital considerables.

Se cree que la huella de carbono global de las modalidades de la invención es significativamente menor que los métodos convencionales. El requisito para el equipo sea considerablemente más pequeño para reducir la demanda de manufactura, no hay necesidad de formulación de glicol y no se requieren instalaciones adicionales que produzcan CO2, todos los cuales compensan el aumento marginal de la potencia requerida (normalmente aproximadamente de 2%) para comprimir el volumen de estela. Además, la carencia de requisitos químicos en las modalidades de la invención reduce significativamente el riesgo ecológico.

Los gases ácidos que incluyen CO2, H2S, S02 y NO, son fluidos muy adecuados a las modalidades de la invención. Sin embargo, se cree que los fluidos no se limitan a los descritos en la presente. Se cree además que los principios termodinámicos usados en las modalidades de la invención son válidos para todas las mezclas de fluidos que exhiben un coeficiente de Joule-Thomson (JT) positivo dentro de la gama deseada de condiciones de proceso; en otras palabras, las mezclas de fluido se enfrían cuando se expanden. Como una generalización, un fluido con un mayor coeficiente de JT se será más frío que uno con un menor coeficiente JT y por lo tanto requerirá menos del fluido que se deslizará. Un requerimiento de la estela baja es económicamente deseable.

Las solicitudes de las modalidades de la invención residen en la captura y almacenamiento de carbono (CCS), el tratamiento de C02, S02 y NOX capturado de los procesos de combustión, gasificación y químicos industriales para el secuestro, y en AGI (inyección de gas ácido), en donde H2S y C02 son capturados del los procesos de petróleo y gas para el secuestro. Otra aplicación para las modalidades de la invención aparece en la recuperación de hidrocarburos líquidos de vapores de gas en solución de contenido de gas ácido relativamente alto que se procesan típicamente en las aplicaciones de recuperación de petróleo mejoradas (EOR). Otra aplicación para las modalidades de la invención se encuentra en las situaciones en donde se requiere la deshidratación de gas ácido en situaciones con espacio disponible mínimo o en donde hay una restricción del peso. Tal situación se podría presentar en las operaciones de producción flotante en alta mar o en aplicaciones de modernización, tanto en tierra como en el mar. Las configuraciones de esta invención proporcionan un espacio significativo y una ventaja del peso con respecto a otros medios de deshidratación comerciales.

Los Ejemplos 1-5 proporcionados en la presente se basan en un único grupo de condiciones. Las modalidades de la invención requieren la optimización para cada fluido y grupo de condiciones. La optimización involucra la selección de la etapa de compresión más adecuada para la iniciación de la estela y que es el más adecuada para recombinar la estela. Otra optimización se encuentra en la selección de la variación óptima del proceso ya sea básica, HEX, LTS, multi-etapa, Multi-Etapa isoentrópica, o alguna otra combinación de las descritas anteriormente. También dentro de cualquiera de las opciones, el sistema óptimo de instrumentación y control debe ser incluido y los puntos de operación óptimos para la aplicación establecida.

Haciendo referencia a la Figura 9, la numeración 80 indica las operaciones corriente arriba comunes, con la numeración 81 representando el proceso esquemático global de acuerdo con una modalidad adicional.

Con respecto a los números comunes de las modalidades previas, se proporciona un separador 13 para separar una alimentación en corriente de alimentación de gas saturado 10 que entra al compresor 12, en donde se comprime a la presión de descarga, el vapor comprimido 14 se introduce después en el post-enfriador 20 que resulta en la condensación de parte del agua y otros condensables en la corriente de alimentación. Estas operaciones unitarias se han discutido en la presente y anteriormente con respecto a las otras modalidades.

Con respecto a la corriente de gas ácido corriente arriba esquemática nuevamente presentada 18, que es típicamente de un compresor, pozo, etc., normalmente se satura con agua. Como un ejemplo, la corriente puede contener 100% de gases ácidos o alguna otra concentración de gases ácidos, siendo el balance típicamente de hidrocarburos y bajas concentraciones de otros gases inertes. Para fines de explicación, la corriente puede estar en, por ejemplo 120°F (48.89°C) a una presión de 600 psi (41.37 bar). En este circuito, se proporciona un par de los intercambiadores de calor 84 y 86. En términos de los intercambiadores de calor 84 y 86, el intercambiador de calor 84 es un intercambiador de calor de gas-líquido que se usa para transferir calor en el fluido 18 al fluido líquido enfriado 96. La corriente 90 se mezcla con la corriente enfriada 89 que sale de la válvula de Joule-Thomson 44. Las dos se mezclan en el dispositivo de mezclado 92. La mezcla así formada 93 a una temperatura de aproximadamente 50°F (10°C), se pasa al separador de baja temperatura 94. En este punto, los líquidos que se condensan a 600 psi de presión (41.37 bar) forman una corriente de líquido frío 96. Corriente 96 será próxima a la temperatura de formación de hidratos de la mezcla de fluidos. Si la corriente se despresuriza adicionalmente esto resultaría más seguro en la formación de un hidrato. La corriente 96 pasa al intercambiador de calor 84, intercambia calor con la corriente 18, por lo que se enfría la corriente 18 y la corriente de calentamiento 96. Es ventajoso que la corriente 96 reciba algo de calor de la corriente 18 para reducir la probabilidad de formación de hidratos. También es ventajoso enfriar la corriente 18 para reducir la cantidad de enfriamiento adicional requerido. Una vez que la corriente 96 se calienta por medio del intercambio de calor a través del intercambiador 84, la corriente 98 es, posiblemente, a una temperatura de 120°F (48.89°C). La presión de la corriente 98 se puede reducir entonces en la válvula 100 sin la formación de hidratos, para mantener un nivel de líquido deseado en el separador de baja temperatura 94. A medida que el nivel de líquido se acumula, la válvula 100 se abre y permite que una corriente 102 pase a un separador de tres fases 104. La corriente 102 está comprendida posiblemente de tres fases; vapor, líquido hidrocarburo y agua. El tiempo de residencia en el separador 104 es suficiente para facilitar la separación de líquidos más pesados en 106, típicamente agua, de vapor en 108 y líquidos más ligeros en 110, típicamente hidrocarburos. En este punto, los líquidos hidrocarburos separados 110 pueden ser dirigidos después a una instalación de tratamiento de aceite para el tratamiento (no mostrado), estabilización y la venta eventual.

Con referencia al separador de baja temperatura 94, la corriente 112 que sale del mismo es una corriente de vapor de gas ácido frío (típicamente CO2) y se puede usar como una fuente adicional para pre-enfriar el sistema principal. Las corrientes 88 y 112 se pasan al intercambiador de calor 86 que, en este caso es un intercambiador de calor gas-gas usado para transferir el calor en la corriente 88 a la corriente de vapor frío 112 que sale del separador de baja temperatura 94. Esto también pre-enfría la corriente 90 que sale del intercambiador 86, por lo que se reduce la cantidad de enfriamiento adicional requerida. La corriente 114 en este punto tiene una temperatura de aproximadamente 110°F (43.33°C) del ejemplo señalado en la presente. Este sistema es particularmente benéfico porque permite la recuperación de hidrocarburos donde es económicamente factible.

La corriente 114 después se pasa a las operaciones unitarias que se han descrito en la presente anteriormente con respecto al sistema global básico.

En el caso de que no exista la posibilidad, o cuando no sea económicamente factible recuperar hidrocarburos líquidos, a continuación, el diseñador emplearía el sistema mostrado en la Figura 10 que se describe con mayor detalle en la presente a continuación. Este también es un sistema atractivo para las aplicaciones de modernización que podría usar arreglos de compresores existentes con modificaciones mínimas, mientras que también se benefician de la teenología establecida en la presente.

En una aplicación FOR en donde se usa C02, se mezcla usualmente C02 de repuesto o adicional con el vapor producido y se reinyecta en el yacimiento productor. Dependiendo de la presión de la corriente de repuesto de C02, puede mezclarse o incluso reemplazarse la corriente 34 para mejorar el coeficiente de Joule-Thomson y reducir el HFT. El C02 seco, de repuesto podría usarse para minimizar o eliminar el uso de inhibidores de hidratos, tales como metanol o glicol, durante el arranque del sistema.

El proceso puede ser diseñado para condensar fluidos distintos de los hidrocarburos usados en este ejemplo si así se desea.

Las etapas adicionales de reducción de la presión y separación (duplicación de 100, 102 y 104 con 110 reemplazando 98) se puede considerar si se requiere líquido hidrocarburo mejorado/eficiencia de separación de vapor.

Además, el sistema puede incluir elementos el software de simulación termodinámica para ayudar en la optimización de puntos de funcionamiento mediante la predicción del punto de rocío del agua, la temperatura de formación de hidratos y la recuperación de hidrocarburos.

Volviendo a la Figura 10, se muestra una modalidad adicional de la presente invención. En esta modalidad, es evidente que un número significativo de operaciones unitarias se hayan eliminado con respecto a lo que se muestra en la Figura 9. El uso del separador de tres fases 104 de la Figura 9 es innecesario en esta modalidad, como es el intercambiador de calor gas-líquido. Las operaciones unitarias restantes son similares al funcionamiento de las operaciones en la Figura 9 y la secuencia general será evidente para un experimentado en la téenica.

Esta modalidad es especialmente adecuada para los arreglos existentes, en donde es posible una modificación para tomar ventaja de los beneficios del sistema descrito en la presente. Con la inclusión del intercambiador de calor gas-gas, la estela de enfriamiento se reduce típicamente de 4% a 10% del flujo de corriente combinada a través de una sola etapa, dependiendo de la composición del gas ácido y de las condiciones de operación requeridas. El aumento en el rendimiento a través de una etapa de compresión aumenta teóricamente la demanda de potencia de compresión total en 1% a 2% (es decir 1/5 de 4% - 10% para un compresor de 5 etapas). La adición de la LTS sólo se requiere cuando la metalurgia del lavador de succión existente no es compatible con el agua ácida producida y se considera inadecuado reemplazar el lavador de gases existente. En consecuencia, el costo de capital de esta modalidad se incrementa.

En la modalidad mostrada en la Figura 10, la corriente de fase líquida pesada 34 en este caso, es típicamente una corriente de recirculación de alta presión caliente que es típicamente supercrítica (fase densa) o líquida. Esto se pasa a la válvula de Joule-Thomson 44 que reduce la presión y, por lo tanto, la temperatura de la corriente 34. La corriente de recielado a baja presión fría 89 se usa para mezclarse con la corriente de entrada pre-enfriada 90 en el dispositivo de mezclado 92.

La mezcla, como se describió previamente con respecto a la Figura 9, se representa por el número 93. La fase líquida que sale del separador de baja temperatura 94 a 96 es predominantemente agua. Esta corriente se mezcla típicamente en otra parte en un proceso de tratamiento de agua.

Como un ejemplo, la corriente 90 puede enfriarse a aproximadamente 60° a 70°F (15.55 a 21.11°C) dependiendo de cuanta área superficial está disponible en el intercambiador de calor 86. La estela 34 (como se describió en la anteriormente con respecto a las otras modalidades) puede ser a 120°F (48.89°C) y, posiblemente a 2,000 psig (137.9 bar). Esta corriente de alta presión puede ser despresurizada en una válvula Joule-Thomson 44. Aquí se despresuriza a aproximadamente la misma presión de 600 psig (41.37 bar) como la corriente 90. Como resultado de pasar a través de la válvula de Joule-Thomson, la corriente se expande y, de esta manera, se enfría a aproximadamente 40°F (4.4°C) para los propósitos de este ejemplo. La corriente fría resultante 89, se mezcla con la corriente 90 en el dispositivo de 92. La mezcla así formada 93 a una temperatura de aproximadamente 50°F (10°C), se pasa al separador de baja temperatura 94. En este punto, los líquidos que condensan a la presión de 600 psi (41.37 bar) forman una corriente de líquido frío 96. La corriente 112 que salen del separador 94 es una corriente de vapor de gas ácido frío (típicamente CO2) y se puede usar como una fuente para el pre-enfriamiento de la corriente de entrada de agua caliente 18. Las corrientes 18 y 112 se pasan al intercambiador de calor 86 que es un intercambiador de calor gas-gas usado para transferir el calor de la corriente 18 a la corriente de vapor frío 112 desde el separador de baja temperatura 94. Este intercambio de calor también pre-enfría la corriente 90 que sale del intercambiador 86, reduciendo de este modo la cantidad de enfriamiento adicional requerido. La corriente 114 en este punto tiene una temperatura de aproximadamente 110°F (43.33°C) del ejemplo señalado en la presente.

Claims (27)

REIVINDICACIONES

1. Método para remover componentes condensables de un fluido que contiene componentes condensables, caracterizado porque comprende: optimizar la temperatura de una corriente de alimentación inicial que incluye los componentes condensables a través de un intercambiador de calor y enfriar para condensar los líquidos ahí, y remover tales líquidos para formar una corriente gaseosa. comprimir después de enfriar tal corriente gaseosa para formar una corriente de alta presión; expandir una porción de la corriente de alta presión para formar una corriente de baja presión enfriada; mezclar la corriente de baja presión enfriada con la corriente de alimentación inicial para aumentar el enfriamiento y condensación de los componentes condensables en la corriente de alimentación inicialmente.

2. El método de conformidad con la reivindicación 1 , caracterizado porque incluye intercambio de calor secuencial en una pluralidad de intercambiadores de calor para optimizar la retención de energía en la corriente con una reducción en la calidad de recirculación.

3. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 3, caracterizado porque el intercambiador de calor incluye una pluralidad de intercambiadores de calor paralelos para optimizar la retención de energía en tal corriente y reducir la cantidad de recirculación.

4. El método de conformidad con la reivindicación 3, caracterizado porque la etapa de optimizar la energía incluye operar el método en un intervalo de temperatura fuera de aquel donde se formaron los hidratos.

5. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 5, caracterizado porque el intercambio de calor se lleva a cabo a través de una operación de intercambio de calor gas-líquido.

6. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 6, caracterizado porque el intercambio de calor se lleva a cabo a través de una operación de intercambio de calor gas-líquido en secuencia con una operación de intercambio de calor gas-gas.

7. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 7, caracterizado porque el intercambio de calor se lleva a cabo a través de una operación de intercambio de calor gas-líquido en paralelo con una operación de intercambio de calor gas-gas.

8. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 8, caracterizado porque el intercambio de calor se lleva a cabo a través de una operación de intercambio de calor gas-líquido.

9. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 9, caracterizado porque además incluye la etapa de tratar tal corriente de alimentación a una operación unitaria de reducción del contenido de agua.

10. El método de conformidad con la reivindicación 6, caracterizado porque además incluye recuperar los hidrocarburos desde la corriente producida de tal método.

11. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 11 , caracterizado porque además incluye recuperar los componentes del gas ácido de la corriente producida de tal método.

12. El método de conformidad con la reivindicación 10, caracterizado porque además incluye recircular tales componentes de gas ácido.

13. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 13, caracterizado porque el fluido tiene un coeficiente de Joule-Thomson positivo.

14. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 14, caracterizado porque los componentes condensables incluyen C5H12 e hidrocarburos más pesados.

15. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 1 a 15, caracterizado porque además incluye una etapa opcional de adicionar un inhibidor de hidrato a tal fluido.

16. El método de conformidad con la reivindicación 16, caracterizado porque el inhibidor de hidrato es metanol.

17. Método para remover componentes condensables de un fluido que contiene componentes condensables, caracterizado porque comprende: optimizar la temperatura de una corriente de alimentación inicial que incluye los componentes condensables a través del intercambio de calor y enfriar para condensar los líquidos ahí y remover tales líquidos para formar una corriente de gas. comprimir y después de enfriar tal corriente gaseosa para formar una corriente de alta presión; expandir por lo menos una porción de la corriente de alta presión para formar una corriente de baja presión enfriada; mezclar la corriente de baja presión enfriada con la corriente de alimentación inicial para aumentar el enfriamiento y condensación de los componentes condensables en la corriente de alimentación inicialmente para formar una mezcla. separar la mezcla en una corriente líquida y una corriente gaseosa; y poner en contacto la corriente líquida y la corriente gaseosa con la corriente de alimentación inicial para el intercambio de calor a través de una operación de intercambio de calor gas-líquido en secuencia con una operación de intercambio de calor gas-gas.

18. El método de conformidad con la reivindicación 17, caracterizado porque incluye la etapa de determinar el contenido de hidrocarburos y agua de tal corriente de combustibles inicial.

19. El método de conformidad con la reivindicación 17 ó 18, caracterizado porque además incluye la etapa de operar el método en un intervalo de temperatura fuera de aquel en donde se forman los hidratos.

20. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 17 a 19, caracterizado porque además incluye la etapa de tratar tal corriente a una operación unitaria de reducción del contenido de agua.

21. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 17 a 20, caracterizado porque además incluye recuperar los hidrocarburos de la corriente producida de tal método.

22. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 17 a 21 , caracterizado porque además incluye recuperar los componentes del gas ácido de la corriente producida de tal método.

23. El método de conformidad con la reivindicación 22, caracterizado porque además incluye recircular los componentes del gas ácido.

24. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 17 a 23, caracterizado porque el fluido tiene un coeficiente de Joule-Thomson positivo.

25. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 17 a 24, caracterizado porque los componentes condensables incluyen C5H12 e hidrocarburos más pesados.

26. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 17 a 25, caracterizado porque además incluye una etapa opcional de adicionar un inhibidor de hidrato a tal fluido.

27. El método de conformidad con cualquiera de las reivindicaciones 17 a 26, caracterizado porque el inhibidor de hidrato es metanol.