LIB. Procesamiento de Gas y Simulación de Procesos

ESPECI ALI ZACI ÓN EN I NGENI ERÍ A DE GASDI SEÑO Y OPERACI ÓN DE UNI DADES PARA PROCESAMI ENTO DE GAS Y APLI CACI ONES DE SI MULACI ÓN DE PROCESOS UNI VERSI DAD I NDUSTRI AL DE SANTANDER ESCUELA DE I NGENI ERÍ A DE PETRÓLEOS BUCARAMANGA ABRI L 28 - MAYO 07 DE 2,004 ESPECI ALI ZACI ÓN EN I NGENI ERÍ A DE GAS DI SEÑO Y OPERACI ÓN DE UNI DADES PARA PROCESAMI ENTO DE GAS Y APLI CACI ONES DE SI MULACI ÓN DE PROCESOS I nstructor ALONSO J ARAMI LLO SANCLEMENTE I ngeniero Químico Especialista en I ngeniería de Gas y Economía de Procesos UNI VERSI DAD I NDUSTRI AL DE SANTANDER ESCUELA DE I NGENI ERÍ A DE PETRÓLEOS BUCARAMANGA ABRI L 28 - MAYO 07 DE 2,004 iii CONTENI DO pág 1.0 PROPÓSI TO DEL TRATAMI ENTO DE GAS........................................ 1-2 1.1 Introducción.................................................................................................... 1-2 1.2 Especificaciones del Gas de Venta y del GLP................................................ 1-2 1.3 Pasos en una Planta de Procesamiento de Gas................................................ 1-3 1.4 Equipos de proceso......................................................................................... 1-5 2.0 RECI BO Y SEPARACI ÓN DEL GAS EN LA PLANTA ........................ 2-2 2.1 Tipos de Fluidos que Entran a la Planta.......................................................... 2-2 2.2 Principios de la Separación............................................................................. 2-2 2.3 Separación Gas / Líquido................................................................................ 2-5 2.4 Separador de Entrada.................................................................................... 2-12 2.5 Generalidades para Diseño de Separadores Gas - Líquido........................... 2-12 2.6 Dimensionamiento de Separadores de Dos Fases......................................... 2-23 2.7 Dimensionamiento de Separadores de Tres Fases........................................ 2-38 ANEXO 2-1 Código ASME B31.1 – 1955 Edition, Appendix A, Table A-1 .....................................................................................2-68 NOMENCLATURA ..............................................................................................2-69 3.0 DESHI DRATACI ÓN.................................................................................... 3-2 3.1 Introducción.................................................................................................... 3-2 3.2 Contenido de Agua en el Gas Natural............................................................. 3-3 3.3 Hidratos de Gas Natural ................................................................................ 3-11 3.4 Predicción de Condiciones para la Formación de Hidratos.......................... 3-12 iv 3.5 Inhibición de Hidratos................................................................................... 3-31 3.6 Proceso de Deshidratación con Glicol .......................................................... 3-40 3.7 Deshidratación con Desecante Sólido........................................................... 3-55 3.8 Deshidratación con Cloruro de Calcio.......................................................... 3-61 3.9 Deshidratación con Membrana Permeable................................................... 3-63 3.10 Deshidratación por Refrigeración................................................................. 3-68 NOMENCLATURA ..............................................................................................3-69 4.0 CONTROL DE PUNTO DE ROCÍ O POR HI DROCARBURO Y REMOCI ÓN DE LÍ QUI DOS...................................................................... 4-2 4.1 Introducción.................................................................................................... 4-2 4.2 Ciclo Corto de Adsorción................................................................................ 4-3 4.3 Refrigeración................................................................................................... 4-5 4.4 Absorción con Aceite Pobre......................................................................... 4-16 4.5 Turbo-expander............................................................................................. 4-18 NOMENCLATURA ..............................................................................................4-20 5.0 ENDULZAMI ENTO DEL GAS NATURAL ............................................. 5-2 5.1 Introducción.................................................................................................... 5-2 5.2 Proceso Típico de Tratamiento de Gas por Remoción de Gas Ácido............. 5-2 5.3 Consideraciones de Diseño y Operación de Equipos en Proceso de Remoción de Gas Ácido............................................................................. 5-4 5.4 Problemas Operacionales.............................................................................. 5-13 5.5 Solventes para Tratamiento de Gas............................................................... 5-15 5.6 Comparación de Solventes Químicos para Endulzamiento.......................... 5-17 5.7 Cálculos Simples Proceso de Endulzamiento con Amina............................ 5-18 5.8 Solventes Físicos........................................................................................... 5-26 5.9 Solventes Mezclados..................................................................................... 5-27 5.10 Procesos de Endulzamiento Secos................................................................ 5-28 5.11 Procesos con Solventes Químicos no Regenerativos.................................... 5-30 v NOMENCLATURA ..............................................................................................5-31 6.0 SEPARACI ÓN DE LÍ QUI DOS RECUPERADOS DEL GAS NATURAL ..................................................................................................... 6-2 6.1 Introducción.................................................................................................... 6-2 6.2 Propósito del Fraccionamiento........................................................................ 6-2 7.0 SI MULACI ÓN DE PROCESOS................................................................. 7-2 7.1 Introducción.................................................................................................... 7-2 7.2 Bases para Construir un Caso......................................................................... 7-2 7.3 Separador de Dos Fases de Entrada a Planta de Gas.................................... 7-10 7.4 Separador de Tres Fases en Succión de Compresor de Planta de Gas.......... 7-18 7.5 Contenido de Agua en el Gas Natural........................................................... 7-23 7.6 Cálculo de Condiciones para Formación de Hidrato.................................... 7-28 7.7 Inhibición de Hidratos................................................................................... 7-34 7.8 Proceso de Deshidratación con Glicol .......................................................... 7-42 7.9 Control de Punto de Rocío por Hidrocarburo............................................... 7-52 7.10 Separación de Líquidos Recuperados del Gas Natural ................................. 7-58 7.11 Remoción de Gas Ácido por Endulzamiento con Amina............................. 7-68 BI BLI OGRAFÍ A ...................................................................................................B-1 vi LI STA DE TABLAS pág TABLA 2-1 Factores K para Dimensionamiento de Extractores de Neblina ....................................................................................2-22 TABLA 2-2 Tiempos de Retención y de Perturbación ...............................2-25 TABLA 2-3 Altura de Bajo Nivel de Líquido – H LLL .................................2-26 TABLA 2-4 Conversión Altura y Área Cilíndrica ......................................2-30 TABLA 2-5 Espesor de Pared, Área Superficial y Peso Aproximado de Vasija ......................................................................................2-32 TABLA 2-6 Valores Típicos de k s para Separación Líquido–Líquido .......2-41 TABLA 3-1 Factores K – C para Velocidad de Vapor ...............................3-46 TABLA 3-2 Constantes para Ec. 3-12 ........................................................3-58 TABLA 5-1 Comparación Procesos de Absorción/Desorción con Solventes Químicos de Endulzamiento ..................................5-18 TABLA 5-2 Estimativos de Requerimientos de Intercambio de Calor ......5- 22 TABLA 5-3 Estimativos de Requerimientos de Potencia Bombas y Enfriadores con Aire ...............................................................5-22 TABLA 5-4 Dimensiones Vasijas Proceso de Amina ................................5-24 TABLA 5-5 Resumen de Procesos de H 2 S no Regenerativos ....................5-30 vii LI STA DE FI GURAS pág FIGURA 1-1 Esquema Planta de Procesamiento de Gas ..........................…..1-4 FIGURA 2-1 Separador Vertical .................................................................…2-7 FIGURA 2-2 Separador Horizontal ................................................................2-8 FIGURA 2-3 Separador Esférico ....................................................................2-9 FIGURA 2-4 Separador Centrífugo ..............................................................2-10 FIGURA 2-5 Filtro Separador .......................................................................2-11 FIGURA 2-6 Separador Típico de Entrada ...................................................2-13 FIGURA 2-7 Coeficiente de Arrastre ...........................................................2-16 FIGURA 2-8 Separador Vertical de Dos Fases ............................................2-23 FIGURA 2-9 Separador Horizontal de Dos Fases ........................................2-28 FIGURA 2-10 Cabeza Elíptica .......................................................................2-33 FIGURA 2-11 Cabeza Hemisférica ................................................................2-34 FIGURA 2-12 Cabeza Torisférica ..................................................................2-34 FIGURA 2-13 Separador Vertical de Tres Fases ............................................2-39 FIGURA 2-14 Flujo de Líquido Descendente Permisible por Bajante, G ......2-42 FIGURA 2-15 Separadores Horizontales de Tres Fases .................................2-47 FIGURA 3-1 Información Ejemplos 3-1, 3-2, 3-3, 3-11, 3-12 y 3-13 ...........3-5 FIGURA 3-2 Información Ejemplo 3-2 .........................................................3- 6 FIGURA 3-3 Información Ejemplo 3-2 .........................................................3-8 FIGURA 3-4 Información Ejemplo 3-3 .........................................................3-9 FIGURA 3-5 Información Ejemplo 3-4 ........................................................3-14 FIGURA 3-6 Información Ejemplo 3-5 ........................................................3-15 viii FIGURA 3-7 Información Ejemplo 3-6 y 3-7 ..............................................3-17 FIGURA 3-8 Información Ejemplo 3-8 ...................................................….3-19 FIGURA 3-9 Información Ejemplo 3-8 ....................................................…3-20 FIGURA 3-10 Información Ejemplo 3-8 ....................................................... 3-21 FIGURA 3-11 Información Ejemplo 3-8 ....................................................... 3-22 FIGURA 3-12 Información Ejemplo 3-8 ..................................................…. 3-23 FIGURA 3-13 Información Ejemplo 3-8 ....................................................... 3-24 FIGURA 3-14 Información Ejemplo 3-9 ....................................................... 3-26 FIGURA 3-15 Solución por Simulador de Procesos Hysys Ejemplo 20-8 del GPSA ............................................................................... 3-28 FIGURA 3-16 Información Ejemplo 3-10 ..................................................... 3-30 FIGURA 3-17 Información Ejemplo 3-11 ..................................................... 3-37 FIGURA 3-18 Información Ejemplo 3-11 ..................................................... 3-38 FIGURA 3-19 Información Ejemplo 3-11 ..................................................... 3-39 FIGURA 3-20 Diagrama de Flujo de Proceso Unidad de Deshidratación con Glicol ............................................................................…3-41 FIGURA 3-21 Información Ejemplo 3-12 ................................................…. 3-49 FIGURA 3-22 Información Ejemplo 3-12 ......................................................3-51 FIGURA 3-23 Información Ejemplo 3-12 ......................................................3-52 FIGURA 3-24 Información Ejemplo 3-12 ......................................................3-54 FIGURA 3-25 Diagramas de Flujo de Proceso de Sistemas Mejorados de Regeneración de TEG ........................................................3-56 FIGURA 3-26 Sistema de Torres Gemelas – Proceso de Deshidratación con Desecante Sólido ..............................................................3-57 FIGURA 3-27 Deshidratador Típico con Cloruro de Calcio C a Cl 2 ................3-62 FIGURA 3-28 Información Ejemplo 3-13 ......................................................3-65 FIGURA 3-29 Información Ejemplo 3-13 ......................................................3-66 FIGURA 3-30 Información Ejemplo 3-13 ......................................................3-66 ix FIGURA 4-1 Ciclo Corto de Adsorción ........................................................ 4-4 FIGURA 4-2 Proceso de Refrigeración con Propano (Sistema Típico de Inyección de Glicol .......................................................…. 4-6 FIGURA 4-2A Process Flow Diagram and Pressure-Enthalpy Diagram ...…..4-8 FIGURA 4-2B Información Ejemplo 4-1 ........................................................4-12 FIGURA 4-3 Proceso IFPEXOL ..................................................................4-15 FIGURA 4-4 Refrigerated Lean Oil System .................................................4-17 FIGURA 4-5 Typical Turbo-Expander Facilities .........................................4-19 FIGURA 5-1 Typical Sweetening Process Equipment .............................…..5-3 FIGURA 5-2 Información Ejemplo 5-1 ........................................................5-20 FIGURA 5-3 Capacidad de la Absorbedora .................................................5-23 FIGURA 5-4 The Iron Sponge Hidrogen Sulphide Removal Process .........5-29 FIGURA 5-5 Typical Sulfatreat Tower ...................................................….5-29 FIGURA 6-1 Typical Condensate Stabilization Process ...........................….6-4 FIGURA 6-2 Fractionation Train .............................................................…..6-5 FIGURA 6-3 Demethanizer Example .......................................................…..6-6 FIGURA 7-1 Diagrama de Flujo para Selección de un Modelo Termodinámico ....................................................................….7-5 1.0 PROPÓSI TO DEL TRATAMI ENTO DE GAS 1 - 2 1.0 PROPÓSI TO DEL TRATAMI ENTO DE GAS 1.1 I ntroducción El propósito del tratamiento de una mezcla de gas de producción es asegurar que cumpla las especificaciones de calidad requeridas para poder ser comercializado. Cuando se considera el diseño óptimo de una planta de gas, la siguiente información debe ser conocida como mínimo: • Especificaciones del gas de venta • Rata de producción del gas de venta • Composición de los fluidos que llegan al separador de entrada, tales como gas y condensado El usuario final del gas de ventas, antes de firmar cualquier contrato para uso del gas natural en su casa o industria, desea que se le garantice lo siguiente: • Calidad consistente del gas • Suministro confiable de gas a la rata de flujo contratada Por lo anterior, las facilidades para tratamiento tienen que ser diseñadas para convertir el gas de producción, en gas de venta de forma tal que cumpla con las especificaciones de calidad, y que dichas facilidades operen sin interrupción. 1.2 Especificaciones del Gas de Venta y del GLP Considerando que el gas es una mezcla de varios componentes cuya concentración varía considerablemente, las especificaciones del gas de venta no se limitan a los componentes individuales de la mezcla. En su lugar, las especificaciones describen 1 - 3 propiedades físicas del gas de venta de forma tal que pueda ser transportado por tubería a alta presión y grandes distancias a la temperatura de la tierra, sin que se formen líquidos, los cuales pueden causar corrosión, hidratos o baches (slugs) de líquido dentro de los equipos aguas abajo. Por consiguiente, las especificaciones del gas de venta son típicamente como siguen: • Temperatura máxima de rocío por hidrocarburo (dew point) a una presión de 800 psia. 15 ºF ( - 10 ºC ) • Máximo contenido permisible de CO 2 2 % vol • Máximo contenido permisible de H 2 S 4 - 16 ppmv (0.25 - 1.0 grain/100scf ) • Máximo contenido permisible de vapor de agua 4 lbs/MMscf • Temperatura máxima del gas saliendo de la planta 120 ºF • Presión de operación 900 psig • Mínimo poder calorífico superior - HHV, 950 Btu/ft 3 • Máximo poder calorífico superior - HHV, 1,150 Btu/ft 3 • Libre de partículas, químicos de tratamiento y otros contaminantes de planta de proceso Conociendo estas especificaciones y la rata y composición requerida del gas de venta y del gas de producción entrando a la planta; se pueden diseñar los diferentes equipos para el procesamiento del gas y fijar las condiciones óptimas de operación. Dependiendo de la composición de los fluidos que entran y del precio en planta, se pueden recuperar en forma económica otros productos tales como etano, propano, butano, pentanos y más pesados. En el GPSA Data Book ( 1 ) Figuras 2-1 a 2-3, se muestran las especificaciones para dichos productos. 1.3 Pasos en una Planta de Procesamiento de Gas El gas de producción tiene que ser tratado para cumplir con las especificaciones como gas de venta. El tratamiento mínimo para un gas de producción es la deshidratación; sin embargo, dependiendo de la composición de dicho gas, los pasos típicos para su procesamiento pueden ser los siguientes: (ver Figura 1.1) 1 - 4 R e c o l e c c i ó n d e G a s S e p a r a c i ó n d e E n t r a d a C o m p r e s i ó n T r a t a m i e n t o d e L í q u i d o T r a t a m i e n t o d e G a s C o n t r o l d e P u n t o d e R o c í o C 3 , C 4 C 5 + D i s p o s i c i ó n d e A g u a G L P G a s o l i n a N a t u r a l G a s d e V e n t a F I G U R A 1 - 1 E S Q U E M A P L A N T A D E P R O C E S A M I E N T O D E G A S C o n d e n s a d o E s t a b i l i z a d o 1 - 5 • Separación inicial • Compresión • Remoción de gas ácido • Deshidratación (control de punto de rocío por agua) • Control de punto de rocío por hidrocarburo • Fraccionamiento y producción de GLP • Estabilización de condensado Casi en su totalidad los pasos involucrados en el tratamiento de gas obedecen a procesos de naturaleza física, con excepción del proceso de remoción de gas ácido que involucra reacciones químicas. Las especificaciones de los productos gaseosos y líquidos se alcanzan por separación de los compuestos, mediante cambios en las condiciones físicas de temperatura y presión a las cuales están expuestas los fluidos. El contacto con otros compuestos tales como glicol y aceite de absorción, afecta las solubilidades relativas de ciertos compuestos, logrando su separación de la corriente de gas principal. Mediante el contacto con compuestos sólidos como la sílica gel o tamiz molecular, se pueden separar algunos compuestos de la corriente de gas por el proceso de adsorción física. La destilación es el proceso usado para separar los hidrocarburos en las fracciones líquidas. 1.4 Equipos de proceso En una planta de procesamiento de gas los fluidos líquidos y gaseosos van de un equipo a otro, en los cuales se varía la temperatura y la presión bajo condiciones controladas. Para mover los fluidos y cambiar sus condiciones de presión y temperatura se requiere lo siguiente: • Vasijas • Sistemas para contacto gas/líquido tales como, - platos - empaque al azar - empaque estructurado • Intercambiadores de calor • Bombas 1 - 6 • Compresores • Tuberías de interconexión • Válvulas y accesorios La fabricación e instalación de estas piezas y equipos está gobernada por códigos y estándares que usualmente tienen relación con aspectos de seguridad así como con su desempeño. En los capítulos siguientes se incluyen métodos de cálculo generales para el dimensionamiento y diseño de equipos sin pretender que éste sea un curso de diseño mecánico. 2.0 RECI BO Y SEPARACI ÓN DEL GAS EN LA PLANTA 2 - 2 2.0 RECI BO Y SEPARACI ÓN DEL GAS EN LA PLANTA 2.1 Tipos de Fluidos que Entran a la Planta Cuando el gas de producción no recibe ninguna clase de tratamiento, los fluidos que llegan a la planta de procesamiento son como mínimo gas y agua si el gas es seco, y gas, condensado y agua cuando el gas es húmedo y contiene una cantidad apreciable de compuestos pesados que pueden recuperarse como líquido. Este fluido multifásico debe ser separado en dos o tres corrientes diferentes tales como gas, condensado y agua. La separación física de los fluidos se lleva a cabo en el primer equipo de la planta llamado separador de entrada, y se basa en los principios de la separación. 2.2 Principios de la Separación En la separación física de gas y líquidos o sólidos, se usan tres principios como son momentum, acción de la gravedad y coalescencia. Un separador puede utilizar uno o varios de estos principios, pero las fases de los fluidos deben ser inmiscibles y tener densidades diferentes para que la separación ocurra. • Momentum Las fases de los fluidos con diferentes densidades tienen también diferente momentum. Si una corriente en dos fases cambia de dirección repentinamente, el gran momentum que se desarrolla no permitirá a las partículas de la fase más pesada voltear tan rápido como las del fluido liviano, de esta forma ocurre la separación. Este principio se usa para la separación primaria de dos fases en una corriente. 2 - 3 • Acción de la Gravedad Gotas de líquido se separan de la fase de gas, si la fuerza de gravedad que actúa sobre la gota, es mayor que la fuerza de arrastre del gas que fluye alrededor de la gota. Estas fuerzas se describen matemáticamente usando la velocidad terminal V t : (NOTA : Ver Nomenclatura en la parte final de cada Capítulo.) Cuando no se utiliza extractor de neblina, se define una constante empírica K para dimensionamiento de separadores como: ' C 3 gD 4 K p · Ec. 2-2 El coeficiente de arrastre C’ es función de la forma de la partícula y para efectos de esta ecuación, se considera que la partícula corresponde al sólido esfera rígida. De esta manera el coeficiente de arrastre se calcula de la siguiente expresión: C’ =exp(Y) Ec. 2-3 donde, Y =8.411 - 2.243X +0.273X 2 – 1.865*10 -2 X 3 +5.201*10 -4 X 4 , _ ¸ ¸ µ ρ − ρ ρ · 2 g g 3 p g 8 ) ( D 10 * 95 . 0 ln X L Dependiendo del valor del número de Reynolds y del tamaño de las partículas, se aplica la ley de Newton o la ley de Stokes. g g t pV D 1488 Re µ ρ · Ec. 2-4 V gM A C gD C t p p p g g g g · · 2 4 ( ) ' ( ) ' ρ ρ ρ ρ ρ ρ 3ρ L L L - - Ec. 2-1 2 - 4 Ley de Newton Para partículas grandes (mayores de 1,000 micras), el efecto de la gravedad se describe con la ley de Newton. El valor límite del coeficiente de arrastre es 0.44 para números de Reynolds por encima de 500 y hasta 200,000. Con C’=0.44 en Ec. 2-1 se obtiene la ecuación de la ley de Newton así: g g p t ) ( gD 74 . 1 V L ρ ρ − ρ · Ec. 2-5 Ley I ntermedia Para partículas entre 100 y 1,000 micras y números de Reynolds entré 2 y 500, se tiene la región de ley Intermedia descrita así: ( ) 6 . 0 Re 5 . 18 ' C − · Ec. 2-6 , _ ¸ ¸ µ ρ ρ − ρ · 43 . 0 29 . 0 g 71 . 0 g 14 . 1 p 71 . 0 t ) ( D g 54 . 3 V L Ec. 2-7 Ley de Stokes Para partículas entre 2 y 100 micras y bajos números de Reynolds (menores de 2), existe una relación lineal entre el coeficiente de arrastre y el número de Reynolds (correspondiente a flujo laminar). La Ec. 2-1 se convierte en la ley de Stokes expresada así: µ ρ − ρ · 18 ) ( gD 488 , 1 V g 2 p t L Ec. 2-8 2 - 5 Para cada una de las leyes anteriores existe un diámetro de partícula crítico por encima del cual la ley no aplica. Kcr =18.13 para ley de Newton Kcr =0.334 para ley Intermedia Kcr =0.025 para ley de Stokes • Coalescencia Partículas muy pequeñas como neblina o humo no pueden ser separadas por gravedad. Artefactos de coalescencia instalados en separadores, forzan al gas para que siga un camino irregular, creando un gran momentum a las pequeñas gotas que produce colisión entre ellas, originando gotas más grandes. Estas gotas más grandes pueden separarse de la fase gaseosa por gravedad. Ejemplos de artefactos de coalescencia son las mallas (wire mesh screens), elementos de vena (vane elements) y filtros de cartucho (filter cartridges). 2.3 Separación Gas / Líquido La separación de gases y líquidos es una operación muy frecuente en una planta de procesamiento de gas. Existen diferentes tipos de separadores según sea la aplicación particular y entre los principales se encuentran los siguientes: • Separadores verticales • Separadores horizontales • Separadores esféricos • Separadores centrífugos • Filtros separadores D K g p cr g g L · − ¸ 1 ] 1 µ ρ ρ ρ 2 1 3 ( ) / Ec. 2-9 2 - 6 Los separadores usualmente contienen cuatro secciones principales, mas los controles necesarios. En las Figuras 2-1, 2-2 y 2-3 se muestran para separadores verticales, horizontales y esféricos, las cuatro secciones que se describen a continuación: Sección A de separación primaria, usada para separar la mayor parte del líquido libre en la corriente de carga y que corresponde a la boquilla de entrada, la cual puede ser tangencial o con un bafle desviador; lo cual hace que se aplique el primer principio de separación, por el cambio repentino de dirección. Sección B de separación secundaria, usada para separar las gotas de líquido que son arrastradas por el gas y que corresponde a la parte de la vasija a través de la cual se mueve el gas a relativa baja velocidad, y donde se aplica el segundo principio de separación por acción de la fuerza de la gravedad. Sección C de coalescencia, usada para remover gotas de líquido muy pequeñas mediante el tercer principio de separación, al chocar contra una superficie donde ellas coalescen y se vuelven más grandes. Un valor típico del líquido que puede ser arrastrado a través de un extractor con neblina es de 0.1 galón por millón de pies cúbicos estándar. Sección D colectora de líquido, usada para almacenar todo el líquido separado del gas en las tres secciones anteriores. Dependiendo de los requerimientos, esta sección de líquido debe tener un cierto volumen para manejar disturbios o baches de líquido, por encima del nivel mínimo requerido para tener un buen control operacional. • Separadores Verticales Normalmente se usa este tipo de separador cuando el contenido de líquido en el gas es muy bajo (altas relaciones gas/líquido). Los fluidos entran a la vasija y golpean el bafle de la boquilla de entrada, esto inicia una separación primaria y el líquido removido cae al fondo de la vasija. El gas se mueve hacia arriba pasando generalmente por un extractor de neblina, en el cual las pequeñas gotas del líquido coalescen y se remueven del gas cayendo al fondo de la vasija. De esta forma el gas se “seca” y sale del separador. Una aplicación típica de separador vertical es en la succión de compresores en cuyo caso: 2 - 7 - No se necesita una retención de volumen líquido significativa. - El nivel del líquido responde rápidamente accionando una alarma o una válvula de corte de flujo de gas. - El separador ocupa poco espacio. FI GURA 2-1 SEPARADOR VERTI CAL • Separadores Horizontales Son más eficientes para grandes cantidades de fluidos y cuando gran cantidad de gas disuelto está presente con el líquido. En esta configuración la gran área superficial del líquido, suministra condiciones óptimas para liberar el gas Salida de Líquido Rompe Vórtice Extractor de Neblina Salida de Gas Entrada en dos Fases A C B D A = Sección de separación primaria B = Sección de separación secundaria C = Sección de coalescencia D = Sección colectora de líquido 2 - 8 disuelto. Una aplicación típica de separador horizontal es en una estación de producción en la cual: - Un volumen grande del líquido tiene un tiempo de retención alto, permitiendo que se libere el gas disuelto. - Más área superficial por volumen de líquido para ayudar a la completa desgasificación. - La configuración horizontal maneja mejor la formación de espuma. - El nivel de líquido responde lentamente a los cambios en el inventario de líquido. FI GURA 2-2 SEPARADOR HORI ZONTAL A = Sección de separación primaria B = Sección de separación secundaria C = Sección de coalescencia D = Sección colectora de líquido Salida de Líquido Salida de Gas Entrada en dos Fases Extractor de Neblina A C B D Rompe Vórtice 2 - 9 • Separadores Esféricos Estos separadores se usan ocasionalmente para servicios a alta presión y volúmenes de líquido pequeños. FI GURA 2-3 SEPARADOR ESFÉRI CO • Separadores Centrífugos Estos equipos sirven para separar sólidos y líquidos de una corriente de gas. Su diseño es especial y propio de cada fabricante; el cual debe ser consultado para obtener asistencia sobre el dimensionamiento de este tipo de separador. Su selección debe ser muy cuidadosa y para algunas aplicaciones no sirve. La principal ventaja de un separador centrífugo sobre un filtro separador, es que requiere mucho menos mantenimiento. Algunas desventajas del separador centrífugo son: - Algunos diseños no manejan baches de líquido (slugs). - La eficiencia no es tan buena como en otro tipo de separadores. Salida de Gas Indicador dePresión Entrada en Dos Fases Salida de Líquido Drenaje Control de Nivel de Líquido A = Sección de separación primaria B = Sección de separación secundaria C = Sección de coalescencia D = Sección colectora de líquido A C B D 2 - 10 - La caída de presión tiende a ser más alta que en separadores con elementos de vena o con extractor de niebla. - Para altas eficiencia tiene un rango de flujo muy estrecho. FI GURA 2-4 SEPARADOR CENTRÍ FUGO Salida de Vapor Salida de Líquido Entrada Limpieza e Inspección 2 - 11 • Filtros Separadores Este tipo de separador tiene una mayor eficiencia que el separador centrífugo, pero usa elementos de filtración que deben ser reemplazados periódicamente. De la misma forma que el separador centrífugo, su diseño es especial y propio de cada fabricante. FI GURA 2-5 FI LTRO SEPARADOR Elementos Filtrantes y Coalescentes Cabeza de Apertura Rápida Entrada Cámara de Separación de Entrada Extractor Final de Neblina Primera Etapa Depósito de Líquido Salida de Líquido Segunda Etapa Depósito de Líquido Salida de Gas 2 - 12 2.4 Separador de Entrada La tubería donde finaliza el sistema de recolección y entra a la planta de procesamiento, está equipada con varias válvulas. Estas válvulas están diseñadas para proteger las vasijas de la planta por una sobrepresión, así como para controlar la rata de flujo de los fluidos que entran. En la Figura 2-6 se muestra un separador de entrada típico, en el cual pueden verse las válvulas y los accesorios que se utilizan para controlar las diferentes variables como presión, flujos y niveles, y para medir la producción tanto del gas, como del condensado y el agua. La función principal de este equipo es separar el gas, el hidrocarburo condensado y el agua. Una segunda función muy importante, es actuar de amortiguador (slug catcher) para recibir los baches de líquido que pueden venir con el gas. Cuando grandes cantidades de fluidos llegan a la planta, se usa normalmente una vasija horizontal, la cual puede ser un separador de dos o tres fases, dependiendo de la composición del gas que entra. Adicionalmente, el separador se sobredimensiona si va a actuar como “slug catcher”. El diseño del separador horizontal de entrada a la planta de procesamiento, considera la cantidad del gas y un estimado de los baches de líquido que puedan llegar por inestabilidad en el sistema de recolección de gas. Parte del área transversal del separador se dedica a la separación de gas de los líquidos, y parte se usa para colectar los líquidos. A continuación se presentan algunos conceptos para el diseño básico de separadores gas - líquido. 2.5 Generalidades para Diseño de Separadores Gas - Líquido Para diseñar tanto el separador de entrada como los equipos aguas abajo de este, es necesario conocer la cantidad, composición y propiedades de la carga a la planta y la cantidad, composición y propiedades de los productos del separador en las fases de FI GURA 2-6 SEPARADOR TÍ PI CO DE ENTRADA A TEA Gas de Producción A TEA Condensado a Estabilización Agua a Disposición Gas a Tren de Procesamiento ESD FC M LC LA M M LI LC 2 - 1 3 2 - 14 vapor y líquida. Lo anterior se logra mediante un cálculo “Flash” el cual puede hacerse manualmente siguiendo un procedimiento de cálculo como el descrito en el GPSA Data Book ( 1 ) Section 25; o por computador, para lo cual existe una amplia gama de programas en el mercado, desde programas para cálculos sencillos hasta simuladores de procesos. Adicionalmente, con respecto al líquido que pueda llegar con el gas de carga, es necesario conocer su cantidad y tipo, si viene como niebla, como un bache (slug) o si está libre de líquido. Dependiendo del mecanismo de separación, los separadores tienen o no extractores de neblina “Woven Wire Demisters”. Separadores Sin Extractores de Neblina Este separador es típicamente una vasija horizontal en la cual se utiliza la gravedad como mecanismo para separar las fases líquido y vapor. El dimensionamiento se hace usando la Ec. 2-1, el coeficiente de arrastre de la Ec. 2-3 y el tamaño mínimo de gota a ser removido ( entre 150 y 2,000 micras - 1 micra =10 -4 cm = 0.00003937 pulgadas ), usualmente se toma un valor de 150 micras. La longitud requerida de la vasija puede ser calculada asumiendo que el tiempo que emplea el gas para ir de la entrada a la salida, es igual al tiempo que emplea una gota de líquido de tamaño D p para caer desde la parte superior de la vasija hasta la superficie de líquido. Asumiendo que no hay retención o almacenamiento de líquido, la longitud está dada por: Si el separador va a usarse adicionalmente para almacenar líquido, se requiere un mayor tamaño de la vasija. Aunque los separadores pueden ser de cualquier longitud, usualmente la relación longitud costura – costura a diámetro interno de la vasija ( L/D v ) está en el rango de 1.5:1 a 6:1. L Q VD a t v · 4 π Ec. 2-10 2 - 15 Para separadores verticales sin extractor de neblina, se usan las ecuaciones Ec. 2-11 y Ec. 2-12 con un valor de K o C igual a la mitad de los utilizados para separadores verticales con extractor de neblina (ver Tabla 2-1 mas adelante), o el K teórico que se calcula con la Ec. 2-2 para la cual, el coeficiente de arrastre C’ se puede calcular con la Ec. 2-3 o de la Fig. 2-7 (Fig. 7-3 del GPSA). EJ EMPLO 2-1 Un separador horizontal sin extractor de neblina se requiere para manejar 50 MMscfd de un gas con gravedad específica 0.72, un factor de compresibilidad de 0.9 y una viscosidad de 0.013 cP; a una presión de 550 psig y una temperatura de 100 ºF. Se desea remover el líquido cuyo tamaño de gota sea mayor de 150 micras, la gravedad específica del líquido es 0.50. No se requiere almacenamiento de líquido. S G(gas) =PM (gas) / PM (aire) PM (aire) =28.9625 lb/lbmol PM (gas) =0.72 (28.9625) =20.85 lb/lbmol R =10.73 psia ft 3 /ºR lbmol S G(líq) =ρ (líq) / ρ (agua) ρ (agua) =62.4 lb/ft3 Densidad del líquido, ρ (líq) =(0.50)(62.4) =31.2 lb/ft 3 Diámetro de partícula, ft / in ) 12 ( micra / . in ) 00003937 . 0 ( micras ) 150 ( Dp· Dp =0.000492 ft Flujo másico de gas, 31.75 lb/s · M v scf d lb lbmol scf lbmol h d s h · (50* ) / ( . ) / ( ) / ( ) / ( ) / 10 2085 380 24 3600 6 Densidad del gas, = 2.18 lb/ft 3 ρg P PM RTZ · · ( ) (564. )( . ) ( . )(560)( . ) 7 2085 1073 090 2 g 3 p g 8 2 ) ( D ) 10 )( 95 . 0 ( (Re) ' C L µ ρ − ρ ρ = FI GURA 2-7 COEFI CI ENTE DE ARRASTRE 2 - 1 6 2 - 17 De la Ec. 2-3 se calcula el coeficiente de arrastre C’, , _ ¸ ¸ µ ρ − ρ ρ · 2 g g 3 p g 8 ) ( D 10 * 95 . 0 ln X L , _ ¸ ¸ − · 2 3 8 013 . 0 ) 18 . 2 2 . 31 ( * 000492 . 0 * 18 . 2 * 10 * 95 . 0 ln X X =8.351 Y =8.411 - 2.243X +0.273X 2 – 1.865*10 -2 X 3 +5.201*10 -4 X 4 Y =8.411 - 2.243(8.351) +0.273(8.351) 2 – 1.865*10 -2 (8.351) 3 +5.201*10 -4 (8.351) 4 Y =0.386 C’ =exp(Y) =exp(0.386) =1.47 Velocidad terminal de Ec. 2-1, ' C 3 ) ( gD 4 V g g p t L ρ ρ − ρ · ) 47 . 1 )( 18 . 2 ( 3 ) 18 . 2 2 . 31 )( 000492 . 0 )( 2 . 32 ( 4 Vt − · V t =0.437 ft/s Flujo de gas, Q a =M v / ρ g = 31.75 / 2.18 = 14.56 ft 3 /s Para estimar el diámetro de la vasija, consideramos que el tiempo que emplea el gas para ir de la entrada a la salida, es igual al tiempo que emplea una gota de líquido de tamaño D p para caer desde la parte superior de la vasija hasta la superficie de líquido, y que es de 10 segundos, t = D v / V t 2 - 18 Dv = t * V t = 10 s * 0.437 ft/s = 4.37 ft * Vamos a un diámetro de 4.5 ft ( 54 in. ) * (Ver Criterios para Fijar las Dimensiones Finales de los Recipientes más Adelante). Longitud de la vasija, · π · π · ) 5 . 4 )( 43 . 0 ( ) 56 . 14 ( 4 D V Q 4 L v t a 9.58 ft 10.0 ft Relación L/D v = 10.0 / 4.5 = 2.22 ( Entre 1.5:1 y 6:1 ). Separadores Con Extractores de Neblina Los extractores de neblina se usan en separadores verticales y horizontales, para remover gotas de líquido tan pequeñas como 10 micras y menos. Su eficiencia es buena cuando la velocidad del gas es lo suficientemente baja para que rearrastre de las gotas grandes que se forman no se produzca. En plantas donde hay posibilidades de ensuciamiento o formación de hidratos no se usan mallas “mesh”; en su lugar, separadores de vena o centrífugos son más apropiados. El espesor más usado para las mallas es 6 pulgadas con una densidad entre 9 y 12 lb/ft 3 y el mínimo espesor recomendado es 4 pulgadas. La orientación preferida para las mallas es en el plano horizontal; cuando se instalan en posición vertical, se ha experimentado que son menos eficientes. El marco que contiene la malla debe ser diseñado para que la mantenga en su lugar durante disparos de la válvula de seguridad, o en cualquier situación de alta velocidad del vapor. La caída de presión a través de la malla es bastante baja (menos de 1 pulgada de agua) y se considera despreciable en la mayoría de las aplicaciones. El efecto de caída de presión puede ser significativo en el diseño de servicios al vacío o cuando hay un equipo como un soplador o ventilador, para lo cual debe contactarse al fabricante de las mallas. 2 - 19 • Separadores Verticales Con Extractores de Neblina Los separadores verticales con extractores de neblina usualmente se dimensionan con ecuaciones derivadas de la Ec. 2-1. Las dos más comunes son la ecuación de velocidad crítica: g g t L K V ρ ρ − ρ · , ft/s Ec. 2-11 y la correlación desarrollada por Souders y Brown ( 2 ) que relaciona el diámetro de la vasija con una velocidad de vapores que no cause arrastre de líquido: ) ( C G g g m L ρ − ρ ρ · , lb/h-ft 2 Ec. 2-12 Nótese que si ambos lados de la Ec. 2-11 se multiplica por la densidad del gas, es igual a la Ec. 2-12 cuando: C =3600 K Ec. 2-13 • Separadores Horizontales Con Extractores de Neblina Los separadores horizontales con extractores de neblina se dimensionan con una variación a las Ec. 2-11 y 2-12 que incluye un factor de longitud, por el camino que sigue el flujo de gas: 56 . 0 g t 10 L K V L L , _ ¸ ¸ ρ ρ − ρ · Ec. 2-14 56 . 0 g g m 10 L ) ( C G L , _ ¸ ¸ ρ − ρ ρ · Ec. 2-15 En un separador horizontal, la fuerza de arrastre del gas no es directamente opuesta a la fuerza gravitacional como en un separador vertical. La velocidad real de la gota se asume como la suma vectorial de la velocidad terminal vertical y la velocidad horizontal del gas. Además, la longitud mínima de la vasija se calcula asumiendo que el tiempo que emplea el gas para ir de la entrada a la 2 - 20 salida, es igual al tiempo que emplea una gota de líquido de tamaño D p para caer desde la parte superior de la vasija hasta la superficie de líquido. En la Tabla 2-1 se dan algunos valores típicos de las constantes empíricas K y C para dimensionamiento de separadores con extractores de neblina. • Filtros Separadores El tamaño del cuerpo para un filtro separador horizontal puede estimarse usando un valor de K =1.3 en la Ec. 2-11. Esto suministra un tamaño aproximado para una unidad diseñada para remover agua (otras variables tales como viscosidad y tensión superficial se consideran para el dimensionamiento real). Unidades diseñadas para remover agua serán más pequeñas que unidades para remover hidrocarburos livianos. Los fabricantes aseguran un 100% de remoción de líquidos para gotas mayores de 8 micras y un 99.5% para gotas entre 0.5 y 8 micras. Sin embargo las garantías para el desempeño de separadores y filtros son muy difíciles de verificar en el campo. El dimensionamiento de los separadores utilizando las ecuaciones Ec. 2-11, 2-12, 2-14 y 2-15, corresponde solamente a la separación de las fases vapor y líquido y no considera el espacio requerido para retención de líquido; por lo tanto, para llegar a las dimensiones finales reales es necesario hacer las provisiones para almacenamiento, control de nivel de líquidos y manejo de perturbaciones aguas abajo o aguas arriba tales como baches (slugs) de líquido. Hay algunos artículos técnicos y procedimientos de compañías de ingeniería sobre el diseño de separadores; sin embargo, a pesar de que las ecuaciones básicas como las anteriormente indicadas son bien conocidas, existen criterios subjetivos en la selección de los parámetros usados en dichas ecuaciones. A continuación se describe un procedimiento paso a paso para el dimensionamiento de separadores de dos y de tres fases con base en una publicación de Svrcek & Monnery ( 3, 4 ) . 2 - 21 Criterios para Fijar Dimensiones Finales de los Recipientes Una vez que se obtengan las dimensiones por cálculos del equipo, se deben ajustar a las medidas establecidas como comerciales. Los constructores de recipientes emiten catálogos con las medidas comerciales para las distintas partes del equipo. Para fijar el diámetro del recipiente, las dimensiones para vasijas hasta 2 ft (24 in.) de diámetro, tienen las dimensiones nominales de una tubería. Para diámetros mayores, se usan láminas enrolladas con incrementos de 0.5 ft (6 in.), o sea que el diámetro se ajustará según el caso, al diámetro superior generalmente, o al inferior. Para fijar la longitud del recipiente, es necesario conocer la altura estándar de las placas comerciales que son: 4 ft 6 ft 8 ft 10 ft 12 ft Las placas más comunes son las de 6 y 8 pies. Para fijar la longitud real se redondea la longitud calculada según la altura comercial de la placa o combinación de ellas. A continuación se presentan ejemplos de longitudes recomendadas. Longitud Combinaciones Sugeridas ft 14 8 ft y 6 ft 16 8 ft y 8 ft 18 3 de 6 ft 20 10 ft y 10 ft 22 8 ft – 8 ft y 6 ft 24 3 de 8 ft Para longitudes mayores se continúa con el mismo criterio. Por ejemplo, si por cálculo se obtiene una longitud de 6’ 20”, es conveniente fijar la longitud en 8’ 00”, dado que si se fija en 7’ 00”, el fabricante cobraría más caro el 2 - 22 recipiente; puesto que su costo incluiría la placa de 8” 0” y el trabajo del corte y biselado para la placa de 7’ 0”. Además, las placas comerciales ya vienen biseladas. TABLA 2-1 a. GPSA ( 0 ≤ ≤≤ ≤ P (psig) ≤ ≤≤ ≤ 1,500 ) FACTORES K & C PARA DI MENSI ONAMI ENTO DE EXTRACTORES DE NEBLI NA (WOVEN WI RE DEMI STERS) Tipo de Separador K ( ft / s ) C ( ft / h ) Horizontal (con malla vertical) 0.40 – 0.50 1440 – 1800 Esférico 0.20 – 0.35 720 – 1260 Vertical / Horizontal (con malla horizontal) 0.18 – 0.35 648 – 1260 @ Presión atmosférica - 100 psig ( 1 ) 0.35 1260 Vapor de agua húmedo 0.25 900 Vapores al vacío 0.20 720 Evaporadores de sales y cáusticos 0.15 540 Notas 1. K =0.35 – 0.0001(P – 100). P =100 a 1,500 psig. P =presión de operación, en psig. 2. Para soluciones de glicol y amina multiplicar K por 0.6 - 0.8. 3. Para dimensionamiento aproximado de separadores verticales sin extractor de neblina usar la mitad de los valores de K y C de la tabla. 4. Para tambores en succión de compresores y expansores multiplicar K por 0.7 - 0.8. b. YORK DEMI STER ( 0 ≤ ≤≤ ≤ P (psia) ≤ ≤≤ ≤ 5,500 ) 1 ≤ P ≤ 15 K =0.1821 +0.0029P +0.0460Ln(P) 15 ≤ P ≤ 40 K =0.35 40 ≤ P ≤ 5,500 K =0.430 - 0.023Ln(P) 2 - 23 2.6 Dimensionamiento de Separadores de Dos Fases Para un mejor entendimiento de los procedimientos, en las Figuras 2-8 y 2-9 se muestra un separador vertical y uno horizontal, indicando las diferentes distancias. FI GURA 2-8 SEPARADOR VERTI CAL DE DOS FASES Salida de Vapor d n 2d n LLL d n NLL HLL H LLL H h H s H LIN Carga Salida de Líquido H d H me 6” 1’0” H T H d Sin Extractor de Neblina Con Extractor de Neblina D v 2 - 24 Procedimiento para Diseño de Separadores Verticales de Dos Fases 1. Calcular la velocidad vertical terminal del vapor V t con la Ec. 2-11. Hacer V v =0.75V t para un diseño conservativo. Seleccionar K de la Tabla 2-1 para separador con extractor de neblina, o calcular K teórico para separador sin extractor de neblina con la Ec. 2-2. 2. Calcular el flujo másico M v y el flujo volumétrico real Q a del gas. M v =(scfd)*PM / (380*24*3600) , lb/s Ec. 2-16 Q a =M v / ρ g , ft 3 /s Ec. 2-17 ρ g =P(PM) / RTZ , lb/ft 3 Ec. 2-18 3. Calcular el diámetro interno de la vasija D v : Si la vasija no tiene extractor de neblina, el diámetro interno de la vasija D v es igual al diámetro para retiro de líquido al vapor D vd . Si hay extractor de neblina, adicionar de 3 a 6 in. al D vd para acomodar el anillo de soporte y redondear en incrementos de 6 in, para obtener el D v . 4. Calcular el flujo volumétrico de líquido Q L : Q L =M L / ρ L , ft 3 /min Ec. 2-20 5. Seleccionar el tiempo de retención “holdup” T h de la Tabla 2-2 y calcular el volumen de retención V h : V h =T h * Q L , ft 3 Ec. 2-21 6. Si el volumen para manejo de perturbaciones V s no está especificado, seleccionar el tiempo para manejo de perturbaciones T s “surge time” de la Tabla 2-2 y calcular el V s : , ft Ec. 2-19 D Q V vd a v · 4 π 2 - 25 V s =T s * Q L , ft 3 Ec. 2-22 TABLA 2-2 TI EMPOS DE RETENCI ÓN Y DE PERTURBACI ÓN SERVI CI OS Tiempo Retención T h , min Tiempo Perturbación T s , min A. Tambor de carga a una planta 10 5 B. SEPARADORES B1. Carga a columna 5 3 B2. Alimento a otro tambor o a tanque con bomba o a través de un intercambiador 5 2 B3. Alimento a otro tambor o a tanque sin bomba 2 1 B4. Alimento a un horno 10 3 C. ACUMULADOR DE REFLUJ O O PRODUCTO C1. Reflujo solamente 3 2 C2. Reflujo y producto 3 +( * ) 2 +( ** ) ( * ) =T h de B1, B2, B3 o B4 según sea destino del producto de cima ( ** ) =T s de B1, B2, B3 o B4 según sea destino del producto de cima D. ACUMULADOR DE FONDOS EN UNA COLUMNA D1. Alimento a otra columna 5 2 D2. Alimento a otro tambor o a tanque con bomba o a través de un intercambiador 5 2 D3. Alimento a otro tambor o a tanque sin bomba 2 1 D4. Alimento a un horno rehervidor 3 +( #) 2 +( ##) ( #) =T h de D1, D2, o D3 según sea destino del producto de fondos ( ##) =T s de D1, D2, o D3 según sea destino del producto de fondos E. TAMBORES INTERETAPAS A SUCCION DE COMPRESORES • 3 min. entre HLL y altura máxima para disparo del compresor. • 10 min. desde la línea tangente de fondo de la vasija hasta HLL. F. TAMBOR DE TEA 20 a 30 min. desde la línea tangente de fondo de la vasija hasta HLL. 2 - 26 7. Obtener la altura de bajo nivel de líquido H LLL de la Tabla 2-3. 8. Calcular la altura para retención de líquido H h ( mínimo 1 ft ), entre bajo nivel de líquido LLL y nivel normal de líquido NLL: TABLA 2-3 ALTURA DE BAJ O NI VEL DE LI QUI DO - H LLL Diámetro de la Vasija Tambor Vertical H LLL , in. Tambor Horizontal H LLL , in. ft <300 psia >300 psia ≤ 4 15 6 9 6 15 6 10 8 15 6 11 10 6 6 12 12 6 6 13 16 6 6 15 9. Calcular la altura para manejo de perturbaciones H s ( mínimo 6 in ), entre nivel normal de líquido NNL y alto nivel de líquido HLL (o alarma por alto nivel HLA): 10. Calcular el tamaño de la boquilla de entrada: Q m =Q L +Q a , ft 3 /s ρ m =ρ L λ +ρ g ( 1 - λ ) , lb/ft 3 d N ≥ , ft , ft Ec. 2-24 H V D s s v · ( / ) π 4 2 Ec. 2-25 4Q 60 m m ρ π , ft Ec. 2-23 H V D h h v · ( / ) π 4 2 2 - 27 a L L Q Q Q + · λ Como d N se calcula en pies, multiplicar por 12 para llevar a pulgadas y redondear al estándar superior en pulgadas. Convertir nuevamente a pies para usar dicho valor en las ecuaciones que siguen. 11. Calcular la altura entre alto nivel de líquido HLL y la línea de centro de la boquilla de entrada: Con platina desviadora de flujo, H LIN =1 +d N , ft Ec. 2-26 Sin platina desviadora de flujo, H LIN =1 +(1/2)d N , ft 12. Calcular la altura para retiro de líquido al vapor H d desde la línea de centro de la boquilla de entrada hasta: a. la línea tangente de cima de la vasija si no hay extractor de neblina, o b. el fondo del extractor de neblina. Escoger el mayor valor entre, H d =0.5*D v , ft Ec. 2-27 y H d =3 +(1/2)d N , ft (sin extractor de neblina) H d =2 +(1/2)d N , ft (con extractor de neblina) 13. Si hay extractor de neblina tomar 6 pulgadas (0.5 ft) para la malla y 1 ft desde la cima de la malla hasta la línea tangente de cima de la vasija, H me . 14. Calcular la altura total de la vasija H T : H T =H LLL +H h +H s +H LIN +H d +H me , ft Ec. 2-28 2 - 28 donde H me es la altura del paso 13, normalmente 1.5 ft. Si no hay extractor de neblina H me =0. FI GURA 2-9 SEPARADOR HORI ZONTAL DE DOS FASES N =d N +6 in. d N =en pulgadas Procedimiento para Diseño de Separadores Horizontales de Dos Fases 1. Calcular el flujo volumétrico de vapor Q a con la Ec. 2-17. 2. Calcular el flujo volumétrico de líquido Q L con la Ec. 2-20. 3. Calcular la velocidad vertical terminal del vapor V t con la Ec. 2-11. Como el separador es horizontal debe usarse el valor de K cuando no hay extractor de neblina. Por lo anterior, para el cálculo de V t se usa el valor de K de la Tabla 2-1 dividido por 2 si tiene extractor de neblina, o se calcula el K teórico para separador sin extractor de neblina con la Ec. 2-2. Hacer V v =0.75V t para un diseño conservativo. D v Min 12 in. Salida de Líquido N Carga N Salida de Vapor N L HLL Min 12 in. Hvd NLL HLLL LLL Retención Perturbación HLL NLL LLL Avd As Ah ALLL 2 - 29 4. Seleccionar el tiempo de retención “holdup” T h de la Tabla 2-2 y calcular el volumen de retención V h usando la Ec. 2-21. 5. Si el volumen para manejo de perturbaciones V s no está especificado, seleccionar el tiempo para manejo de perturbaciones T s “surge time” de la Tabla 2-2 y calcular el V s usando la Ec. 2-22. 6. Estime un valor de L/D v según lo siguiente: Presión de Operación L / D v de la Vasija , psig 0 <P ≤ 250 1.5 – 3.0 250 <P ≤ 500 3.0 – 4.0 P >500 4.0 – 6.0 Calcular un diámetro interno inicial de vasija D v , redondeando a los siguientes 0.5 ft, así: 3 v s h v ) D / L )( 6 . 0 ( ) V V ( 4 D π + · , ft Ec. 2-29 Calcular el área total transversal: 2 v t D 4 A π · , ft 2 Ec. 2-30 7. Calcular la altura de bajo nivel de líquido H LLL de la Tabla 2-3 o de la siguiente expresión: H LLL =0.5 * D v +7 , in. Ec. 2-31 donde D v en ft y se redondea a las siguientes 0.5 pulgadas (in.). Si D v ≤ 4’0”, H LLL =9 in. 8. Calcular la relación H LLL / D v con H LLL en pies y obtener A LLL / A t usando la Tabla 2-4. Calcular al área transversal para bajo nivel de líquido A LLL . 2 - 30 9. Si no hay extractor de neblina, la altura mínima H vd del área para retiro de líquido al vapor A vd es el mayor valor entre: 0.2 * D v o 1.0 ft Si hay extractor de neblina, la altura mínima H vd del área para retiro de líquido al vapor A vd es el mayor valor entre: 0.2 * D v o 2.0 ft Calcular la relación H vd / D v y obtener A vd / A t usando la Tabla 2-4. Calcular al área transversal para retiro de líquido al vapor A vd . TABLA 2-4 CONVERSI ÓN ALTURA Y ÁREA CI LÍ NDRI CA Y =( a +cX +eX 2 +gX 3 +iX 4 ) / ( 1.0 +bX +dX 2 +fX 3 +hX 4 ) H / D a A / A t : X =H / D A / A t a H / D: X =A / A t Y =A / A t Y =H / D a =-4.76E-05 a =0.00153756 b =3.924091 b =26.787101 c =0.174875 c =3.299201 d =-6.358805 d =-22.923932 e =5.668973 e =24.353518 f =4.018448 f =-14.844824 g =-4.916411 g =-36.999376 h =-1.801705 h =10.529572 i =-0.145348 i =9.892851 10. Calcular la longitud mínima para acomodar el líquido por retención y perturbaciones: LLL A A A V V L vd t s h − − + · , ft Ec. 2-32 11. Calcular el tiempo de caída t de la gota de líquido: 2 - 31 t =H vd / V v , s Ec. 2-33 12. Calcular la velocidad real del vapor V va : V va =Q a / A vd , ft/s Ec. 2-34 13. Calcular la longitud mínima requerida para retiro de líquido al vapor L min : L min =V va * t , ft Ec. 2-35 14. Si L <L min , hacer L =L min . La longitud de la vasija está controlada por la separación vapor / líquido, y simplemente resulta un espacio extra para retención de líquido. Si L <<L min , incrementar H vd y repetir desde el paso 9. Si L >L min , la longitud de la vasija L es aceptable para separación vapor / líquido. Si L >>L min , está controlando la altura para retención de líquido y solamente L puede ser disminuido y L min aumentado si H vd es disminuido. H vd puede solamente ser disminuido si es mayor que el valor mínimo especificado en el paso 9. Si H vd se reduce, repetir los cálculos desde el paso 9. (<<y >>significan diferencias superiores al 20 %) Calcular L / D v . Si L / D v >6.0, incrementar D v y repetir los cálculos desde el paso 6. Si L / D v <1.5 disminuir D v y repetir los cálculos desde el paso 6. 15. Calcular el espesor del casco y los cabezales de acuerdo con la Tabla 2-5. 16. Calcular el área superficial del casco y los cabezales de acuerdo con la Tabla 2-5. 17. Calcular el peso aproximado de la vasija de acuerdo con la Tabla 2-5. 18. Barrer el rango L/D v 1 .5 a 6 .0 con pasos en diámetro de seis pulgadas. 19. Determinar el tamaño óptimo de vasija (mínimo peso) y calcular los niveles de líquido normal y alto: 2 - 32 A NLL =A LLL +V h / L , ft 2 Ec. 2-36 Con A NLL / A t obtener H NLL de la Tabla 2-4. H HLL =D v - H vd , ft Ec. 2-37 TABLA 2-5 ESPESOR DE PARED, ÁREA SUPERFI CI AL Y PESO APROXI MADO DE VASI J A Espesor de Pared Área Superficial in. ft 2 Casco c s t P 2 . 1 SE 2 PD t + − · πDL Cabeza elíptica 2:1 c h t P 2 . 0 SE 2 PD t + − · 1.09D 2 Cabeza hemisférica c h t P 4 . 0 SE 4 PD t + − · 1.571D 2 Cabeza torisférica c h t P 1 . 0 SE PD 885 . 0 t + − · 0.842D 2 Peso de la Vasija W =(490 lb/ft 3 )(t/12)(A s +2A h ) , lb Notas: P , presión de diseño psig (típicamente presión de operación +15 – 30 psi o 10 – 15 % de P, lo que sea mayor). T , temperatura de diseño ºF (típicamente temperatura de operación +25 – 50 ºF si T op >200 ºF, si T op <200 ºF hacer T=250 ºF). • Si hay sobrepresión por ebullición hacer T =temperatura de burbuja. • Por debajo de 650 ºF no reducir espesor de pared. D , diámetro interno, in. S , tensión permisible, psi (Ver Anexo 2-1 correspondiente al código ASME B31.1 (5) ). 2 - 33 E , eficiencia de junta, (0.6 – 1.0), 0.85 para examen puntual de juntas, 1.0 para examen de juntas con rayos X. t c , corrosión permisible, in., típicamente entre 0 y ¼”. t , in., el mayor valor entre t s y t h (aproximar al 1/8”). SELECCI ÓN DE CABEZAS 1. Cabeza elíptica 2:1 Tiene una relación de 2 a 1 entre el diámetro mayor y el menor de la elipse, correspondiendo por lo tanto a media elipse. Es la más utilizada por representar un tipo intermedio de media presión. La resistencia de la cabeza es aproximadamente igual a la de un casco cilíndrico sin costura con el mismo diámetro. Típicamente se usa cuando D <15 ft y P >100 psig. FI GURA 2-10 - Cabeza elíptica 2. Cabeza hemisférica Consiste en media esfera y es la que requiere menos espesor de todas, aproximadamente el 50 % del espesor de la sección cilíndrica para resistir la misma presión. Es la más fuerte para un mismo espesor dado, pero tiene la desventaja de ser más elaborada que las otras dos. Típicamente se usa cuando D >15 ft sin importar la presión. D 1/2D Casco Cabeza 2 - 34 FI GURA 2-11 - Cabeza hemisférica 3. Cabeza torisférica con radio de rótula, r =0.06D o Consiste en una sección esférica de radio igual al diámetro externo del cilindro, que se une a este por medio de una curva circular con un radio mínimo de un 6 % del radio de la esfera. Esta cabeza requiere menos elaboración que la elíptica 2 a 1, pero necesita 80 % más de espesor y para determinado nivel de presión, puede salir más económica una cabeza elíptica. Típicamente se usa cuando D <15 ft y P <100 psig. FI GURA 2-12 - Cabeza torisférica D D Casco Cabeza D o D o r r Casco Cabeza 2 - 35 EJ EMPLO 2-2 Dimensionar un separador horizontal con extractor de neblina para separar 130,380 lb/h de gas con densidad de 4.22 lb/ft 3 y 39,871 lb/h de líquido con densidad de 33.74 lb/ft 3 . La temperatura y la presión de operación es 100 ºF y 900 psig respectivamente, y la temperatura de diseño 650 ºF. Los tiempos de retención de líquido y de manejo de perturbaciones son 10 min. y 5 min. respectivamente. El material para la construcción del separador es acero al carbón A-516 grado 70. 1. Calcular Q a (Ec. 2-17), · , _ ¸ ¸ · ) ft / lb 22 . 4 )( h / s 600 , 3 ( h / lb 380 , 130 Q 3 a 8.58 ft 3 /s 2. Calcular Q L (Ec. 2-20), · , _ ¸ ¸ · ) ft / lb 74 . 33 )( h / min 60 ( h / lb 871 , 39 Q 3 L 19.70 ft 3 /min 3. Calcular V t (Ec. 2-11), De Tabla 2-1, K =0.35 – 0.0001 (900 – 100) K =0.270, usar K/2 en separador horizontal · − · 22 . 4 22 . 4 74 . 33 135 . 0 Vt 0.357 ft/s V v =0.75V t =0.268 ft/s 4. Calcular V h (Ec. 2-21), V h =(10 min)(19.70 ft 3 /min) =197.0 ft 3 5. Calcular V s (Ec. 2-22), V s =(5 min)(19.70 ft 3 /min) =98.5 ft 3 6. Asumir L/D v =5 y calcular D v (Ec. 2-29), · π + · 3 v ) 0 . 5 )( 6 . 0 ( ) 5 . 98 0 . 197 ( 4 D 5.01 ft usar 5.0 ft Calcular A t (Ec. 2-30), A t =π(5.0) 2 / 4 = 19.63 ft 2 7. Calcular H LLL (Ec. 2-31), H LLL =0.5(5.0) +7 = 9.5 in. usar 10.0 in. 2 - 36 8. Calcular H LLL / D v =(10.0/12) ft / 5.0 ft =0.167 =X De la Tabla 2-4 calcular Y =0.110 =A LLL / A t A LLL =0.110(19.63) = 2.16 ft 2 9. Hacer H vd =2.0 ft , H vd / D v =2.0 / 5.0 =0.4 =X De la Tabla 2-4 calcular Y =0.374 =A vd / A t A vd =0.374(19.63) = 7.34 ft 2 10. Calcular L (Ec. 2-32), · − − + · 16 . 2 34 . 7 63 . 19 5 . 98 0 . 197 L 29.17 ft usar 29.5 ft 11. Calcular t (Ec. 2-33), t =2.0 / 0.268 = 7.46 s 12. Calcular V va (Ec. 2-34), V va =8.58 / 7.34 = 1.17 ft/s 13. Calcular L min (Ec. 2-35), L min =1.17(7.46) = 8.73 ft 14. L >>Lmin pero H vd es el mínimo y no puede ser disminuido, luego L no se puede disminuir. Calcular L/ D v =29.5 / 5.0 =5.9 15. Calcular t s y t h de acuerdo con la Tabla 2-5, • P =1.1(900 psig) =990 psig • S =17,500 psi del Anexo 2-1, Table A-1, p. 115 • E =0.85 • t c =1/16” • Usar cabeza elíptica 2:1 ( D <15 ft y P >100 psig) 2 - 37 Espesor del casco, 16 1 ) 990 ( 2 . 1 ) 85 . 0 )( 500 , 17 ( 2 ) 12 * 0 . 5 )( 990 ( ts + − · t s =2.142” usar 2-1/4” Espesor de la cabeza, 16 1 ) 990 ( 2 . 0 ) 85 . 0 )( 500 , 17 ( 2 ) 12 * 0 . 5 )( 990 ( th + − · t h =2.073” usar 2-1/8” Seleccionar t, t s >t h , luego t =2-1/4” (2.25 in.) 16. Calcular A s y A h (Tabla 2-5), A s =π(5.0)(29.5) = 463.38 ft 2 A h =1.09(5.0) 2 =27.25 ft 2 17. Calcular W (Tabla 2-5), ( ) 2 2 3 ft 25 . 27 * 2 ft 38 . 463 ft / . in 12 . in 25 . 2 ft lb 490 W + , _ ¸ ¸ · W = 47,580 lb 18. Barrer el rango L/D v 1 .5 a 6 .0 con pasos en diámetro de seis pulgadas. 19. A fin de terminar los cálculos se asume que el peso de vasija W obtenido con D v =5.0 ft es el óptimo, y se calculan los niveles de líquido normal y alto. Calcular A NLL (Ec. 2-36), A NLL =2.16 +197.0 / 29.5 =8.84 ft 2 A NLL / A t =8.84 / 19.63 =0.45 =X De la Tabla 2-4 calcular, Y =0.461 =H NLL / D v H NLL =0.461(5.0) =2.31 ft H NLL =27.72 in. usar 28 in. Calcular H HLL (Ec. 2-37), H HLL =5.0 – 2.0 =3.0 ft 2 - 38 2.7 Dimensionamiento de Separadores de Tres Fases Al igual que para separadores de dos fases, los separadores trifásicos pueden ser verticales (Figura 2-13) u horizontales (Figura 2-15); sin embargo, típicamente predominan los horizontales. La orientación vertical se usa cuando se requiere separar una gran cantidad de vapor, de una pequeña cantidad de líquidos liviano y pesado ( <10 – 20 % peso ). Desafortunadamente no hay reglas simples para la selección del separador, y algunas veces es necesario evaluar ambas configuraciones para decidir cuál es la más económica. El diseño de separadores trifásicos es similar al de separadores bifásicos, excepto que la sección de líquido difiere. Para el tipo vertical, un bafle comúnmente mantiene la sección de separación del líquido en calma, para promover la separación. Para el tipo horizontal hay diferentes variaciones. La sección de separación del líquido usualmente es una variación del artefacto para suministrar el control de nivel de la interfase, la cual puede incluir una bota o un vertedero. La bota se especifica cuando el volumen del líquido pesado no es muy grande (<15 - 20 % del líquido total en peso), mientras que el vertedero se usa cuando dicho volumen es sustancial. Otro tipo es el de balde y vertedero, el cual se usa cuando el control del nivel de la interfase se dificulta, como en el caso de aceites pesados o de grandes cantidades de emulsión o parafinas. El flujo de ascenso de las gotas de líquido liviano en la fase líquida pesada o el de asentamiento de las gotas de líquido pesado en la fase líquida liviana, se considera laminar y está gobernado por la ley de Stokes Ec. 2-8. Simplificando y convirtiendo en dicha ecuación las unidades de velocidad terminal de ft/s a in./min, resulta: µ ρ − ρ · ) ( k V L H s t , in./min Ec. 2-38 donde, k s =2.06151*10 -5 D p 2 Ec. 2-39 D p en micras Entre mayor sea la viscosidad se requiere más tiempo para que las gotas de líquido se asienten, por lo tanto la velocidad terminal se limita a máximo 10 pulgadas/minuto. 2 - 39 Los procedimientos siguientes de diseño son el resultado de una revisión bibliográfica y de guías de diseño aceptadas a nivel industrial. Para separadores horizontales los procedimientos de diseño se presentan para los cuatro tipos que se muestran en la Figura 2-15. FI GURA 2-13 SEPARADOR VERTI CAL DE TRES FASES Salida de Vapor W d H H H L H R Carga Salida de Líquido Pesado H d 6” 1’0” H T D v Interfase Salida de Líquido Liviano H A H s H BN Nivel Máximo de Líquido Extractor de Neblina Venteo de 1 in. Bafle para Retención de Líquido Liviano A d W d A L Bafle para dar Zona de calma 2 - 40 Procedimiento para Diseño de Separadores Verticales de Tres Fases Para dimensiones referirse a la Figura 2-13. 1. Calcular la velocidad vertical terminal del vapor V t con la Ec. 2-11. Calcular el valor de K de la Tabla 2-1 si tiene extractor de neblina, o el K teórico para separador sin extractor de neblina con la Ec. 2-2. Hacer V v =0.75V t para un diseño conservativo. 2. Calcular el flujo volumétrico de vapor Q a con la Ec. 2-17. 3. Calcular el diámetro interno de la vasija D v con la Ec. 2-19. Si la vasija no tiene extractor de neblina, el diámetro interno de la vasija D v es igual al diámetro para retiro de líquido al vapor D vd . Si hay extractor de neblina, adicionar de 3 a 6 in. al D vd para acomodar el anillo de soporte y redondear en incrementos de 6 in, para obtener el D v . 4. Calcular la velocidad de asentamiento de las gotas de líquido pesado sobre la fase líquida liviana usando la ley de Stokes (máximo 10 in./min): L L H HL ) ( k V s µ ρ − ρ · , in./min Ec. 2-40 donde k s se calcula de la Ec. 2-39 o se obtiene de la Tabla 2-6. 5. En forma similar calcular la velocidad de ascenso de las gotas de líquido liviano sobre la fase líquida pesada usando la ley de Stokes: H L H LH ) ( k V s µ ρ − ρ · , in./min Ec. 2-41 6. Calcular los flujos volumétricos de líquido liviano Q LL y pesado Q HL : Q LL =M LL /ρ L , ft 3 /min Ec. 2-42 Q HL =M HL /ρ H , ft 3 /min Ec. 2-43 2 - 41 TABLA 2-6 VALORES TÍ PI COS DE k s PARA SEPARACI ÓN LÍ QUI DO-LÍ QUI DO Fase Liviana Fase Pesada Diámetro mínimo de k s gota (ambas fases) micras inches Hidrocarburos: S G @ 60ºF <0.85 Agua o cáustico 127 0.0050 0.333 S G @ 60ºF >0.85 Agua o cáustico 89 0.0035 0.163 Agua Furfural 89 0.0035 0.163 Metil-etil cetona Agua 89 0.0035 0.163 Butil alcohol secund. Agua 89 0.0035 0.163 Metil-isobutil cetona Agua 89 0.0035 0.163 Nonil alcohol Agua 89 0.0035 0.163 7. Asumir H L =1 ft (mínimo) y calcular el tiempo de asentamiento para las gotas de líquido pesado a través de dicha altura ( 12 es la conversión de ft a in.): t HL =12H L / V HL , min Ec. 2-44 8. Asumir H H =1 ft (mínimo) y calcular el tiempo de ascenso de las gotas de líquido liviano a través de dicha altura: t LH =12H H / V LH , min Ec. 2-45 9. Calcular el área del plato del bafle para retención de líquido liviano A L : a. Calcular ρ L - ρ g . b. Asumir H R (mínimo 9 in.) y calcular H L +H R . c. Obtener el flujo de líquido descendente permisible por el bajante del bafle para retención de líquido liviano G, de la Figura 2-14. d. Calcular el área transversal del bajante A d : , _ ¸ ¸ + , _ ¸ ¸ , _ ¸ ¸ · G Q Q h min 60 ft gal 48 . 7 A HL LL 3 d , ft2 Ec. 2-46 e. Asumir W d =4 in. 2 - 42 f. Calcular W d / D v con D v en pulgadas. g. Calcular A =(π/4)D v 2 . h. Usar la Tabla 2-4 para calcular A d /A. i. Calcular A d . j. Seleccionar el mayor de los valores de A d . k. Calcular A L =A – A d . FI GURA 2-14 FLUJ O DE LÍ QUI DO DESCENDENTE PERMI SI BLE POR BAJ ANTE, G G , F l u j o D e s c e n d e n t e P e r m i s i b l e , g p h / f t 2 ρ L - ρ g , lb/ft 3 6,000 7,000 8,000 9,000 10,000 11,000 15 20 25 30 35 40 45 50 30 in. 27 in. 24 in. 21 in. 18 in. H L +H R 2 - 43 10. Calcular el tiempo de residencia de cada una de las fases líquida liviana y líquida pesada con base en los volúmenes ocupados por ellas: θ LL =H L A L / Q LL , min Ec. 2-47 θ HL =H H A H / Q HL , min Ec. 2-48 donde A H =A. Si θ LL <t HL o θ HL <t LH , la separación de líquido está controlando, entonces incrementar D v y repetir el procedimiento desde el Paso 7. 11. Calcular la altura del líquido liviano por encima de la boquilla de salida H R , con base en el tiempo de retención requerido, T h (valor suministrado o seleccionado de la Tabla 2-2): H R =(Q LL T h ) / A L , ft Ec. 2-49 Comparar este valor con el asumido en el Paso 9b para asegurarse que el valor asumido es razonable. Calcular la altura para manejo de perturbaciones H s (mínimo 6 in.), con base en el tiempo para manejo de perturbaciones T s (valor suministrado o seleccionado de la Tabla 2-2): H s =(Q LL +Q HL )T s / A , ft Ec. 2-50 12. Calcular la altura de la vasija usando las siguientes guías: • H A =6 in. mínimo • H BN =½ d N +el mayor valor entre (2 ft o H s +0.5 ft), d N de Ec. 2-25 aproximando al estándar superior en pulgadas y llevando a pies nuevamente. • Escoger el mayor valor entre: H d =0.5*D v , ft y, H d =3 +(1/2)d N , ft (sin extractor de neblina) H d =2 +(1/2)d N , ft (con extractor de neblina) H T =H H +H L +H R +H A +H BN +H d , ft Ec. 2-51 Si se usa extractor de neblina se adiciona la altura que se indica en la Figura 2- 13 (1.5 ft). La relación H T / D v debe estar en el rango 1.5 a 6.0, sino ajustar H T . 2 - 44 EJ EMPLO 2-3 Dimensionar un separador vertical con bafle y extractor de neblina (York Demister), para separar 415,000 lb/h de hidrocarburo gaseoso con densidad 0.6973 lb/ft 3 , 16,500 lb/h de hidrocarburo líquido con densidad 53.95 lb/ft 3 y viscosidad 0.630 cP y 1,300 lb/h de agua con densidad 62.11 lb/ft 3 y viscosidad 0.764 cP. La presión de operación es 165 psia y se requiere para el hidrocarburo líquido, un tiempo de retención de 25 min y de perturbación de 5 min. 1. Calcular V t (Ec. 2-11), De la Tabla 2-1, K =0.430 – 0.023Ln(165) · − · 6973 . 0 6973 . 0 95 . 53 313 . 0 Vt 2.74 ft/s V v =0.75V t =2.05 ft/s 2. Calcular Q a (Ec. 2-17), · , _ ¸ ¸ · ) ft / lb 6973 . 0 )( h / s 600 , 3 ( h / lb 000 , 415 Q 3 a 165.32 ft 3 /s 3. Calcular D v (Ec. 2-19), · π · ) 05 . 2 ( ) 32 . 165 ( 4 Dv 10.13 ft usar 10.5 ft 4. Calcular V HL (Ec. 2-40), De la Tabla 2-6, k s =0.163 · − · 630 . 0 ) 95 . 53 11 . 62 ( 163 . 0 VHL 2.11 in./min 5. Calcular V LH (Ec. 2-41), · − · 764 . 0 ) 95 . 53 11 . 62 ( 163 . 0 VLH 1.74 in./min 6. Calcular Q LL (Ec. 2-42), · · 3 ft / lb ) 95 . 53 ( h / min ) 60 ( h / lb ) 500 , 16 ( QLL 5.10 ft 3 /min Calcular Q HL (Ec. 2-43), · · 3 ft / lb ) 11 . 62 ( h / min ) 60 ( h / lb ) 300 , 1 ( QHL 0.35 ft 3 /min 2 - 45 7. Calcular t HL (Ec. 2-44), Asumir H L =1 ft, t HL =12(1) / 2.11 =5.7 min 8. Calcular t LH (Ec. 2-45), Asumir H H =1 ft, t LH =12(1) / 1.74 =6.9 min 9. Calcular A L : a. Calcular ρ L - ρ g , ρ L - ρ g =53.95 – 0.6973 =53.25 lb/ft 3 b. Asumir H R =12 in., H L +H R =12 +12=24 in. c. De Figura 2-14, G =9,800 gph/ft 2 d. Calcular A d (Ec. 2-46), · , _ ¸ ¸ + , _ ¸ ¸ , _ ¸ ¸ · 800 , 9 35 . 0 10 . 5 h min 60 ft gal 48 . 7 A 3 d 0.25 ft 2 e. Asumir W d =4 in. f. Calcular W d / D v , W d /D v =4 in./(10.5 ft*12 in./ft) =0.0317 =X g. Calcular A =(π/4)(D v ) 2 , A =(π/4)(10.5) 2 =86.59 ft 2 =A H h. De la Tabla 2-4 calcular Y =0.0099 =A d / A i. Calcular A d , A d =0.0099(86.59) = 0.86 ft 2 j. Usar A d =0.86 ft 2 k. Calcular A L =A – A d , A L =86.59 – 0.86 =85.73 ft 2 10. Calcular θ LL , (Ec. 2-47), θ LL · · min / ft ) 10 . 5 ( ft ) 73 . 85 ( ft ) 0 . 1 ( 3 2 16.8 min Calcular θ HL , (Ec. 2-48), θ HL · · min / ft ) 35 . 0 ( ft ) 59 . 86 ( ft ) 0 . 1 ( 3 2 247.4 min 11. Calcular H R (Ec. 2-49), H R · · 2 3 ft ) 73 . 85 ( min ) 25 ( min / ft ) 10 . 5 ( 1.49 ft usar 1.50 ft (1.50 ft Vs. 1.0 ft de Paso 9b, es razonable) Calcular H s (Ec. 2-50), H s · + · 2 3 ft ) 59 . 86 ( min ) 5 ( min / ft ) 35 . 0 10 . 5 ( 0.315 ft 2 - 46 H s debe ser mínimo 6 in., usar 0.5 ft 12. Calcular altura de la vasija H T : • Fijar H A =6 in. (0.5 ft) • Calcular d N (Ec. 2-25), Q L =Q LL +Q HL =5.10 +0.35 =5.45 ft 3 /min λ =5.45 / (5.45 +165.32*60) =0.0006 M L =M LL +M HL =16,500+1,300 =17,800 lb/h ρ L ( ) ( ) · + · 11 . 62 800 , 17 300 , 1 95 . 53 800 , 17 500 , 16 54.55 lb/ft 3 ρ m =54.55(0.0006) +0.6973(1 – 0.0006) ρ m =0.73 lb/ft 3 Q m =5.45/60 +165.32 =165.41 ft 3 /s d N ≥ · π 60 73 . 0 ) 41 . 165 ( 4 1.73 ft d N ≥ 21 in., usar d N =24 in (2.0 ft) • Calcular H BN , H BN =½ (2.0) +2 =3.0 ft • Calcular H d , H d =0.5*10.5 =5.25 ft , o H d =2 +½ (2.0) =3.0 ft Usar H d =5.50 ft Adicionar 1.5 ft por tener extractor de neblina. • Calcular H T , H T =1.0 +1.0 +1.5 +0.5 +3.0 +5.5 +1.5 H T =14.0 ft • Calcular H T / D v , H T / D v =14.0 / 10.5 =1.33 H T / D v =1.33 no está entre 1.5 y 6.0 • Ajustar H T en 2.0 ft, Subir H R de 1.5 a 2.0 ft y H d de 5.5 a 7.0 ft H T =16.0 ft H T / D v =16.0 / 10.5 =1.52 ( Entre 1.5 y 6.0) 2 - 47 FI GURA 2-15 SEPARADORES HORI ZONTALES DE TRES FASES 1. Separador Simple 2. Separador con Bota N =½d N +6” d N =diámetro boquilla en pulgadas Salida de Vapor D v Min 12 in. N Carga N Salida Líquido Liviano L HLL LL Retención/Perturbación Min 12 in. H vd NLL H LLV min. 1 ft Salida Líquido Pesado Líquido Pesado Interfase H HL H LLB min. 6 in. Líquido Liviano H HLL D v Min 12 in. Salida Líquido Pesado N Carga N Salida de Vapor Salida Líquido Liviano N L HLL LL Retención/Perturbación Líquido Liviano Líquido Pesado Interfase Min 12 in. H vd NLL H LL min. 1 ft H HL min. 1 ft H HLL 2 - 48 (... continuación) FI GURA 2-15 SEPARADORES HORI ZONTALES DE TRES FASES 3. Separador con Vertedero 4. Separador con Balde y Vertedero N =½d N +6” d N =diámetro boquilla en pulgadas D v Min 12 in. N Carga N Salida de Vapor Salida Líquido Pesado Salida Líquido Liviano L 1 LL Retención /Perturbación Líquido Liviano Líquido Pesado Min 12 in. H vd NLL H LL H HL Interfase H HLL HLL LLL Vertedero L 2 Min. d N +12 in. N N D v N Carga N Salida de Vapor Salida Líquido Liviano Salida Líquido Pesado Líquido Liviano Líquido Pesado H vd N Liq. Liv. Vertedero Balde L 1 L 2 L 3 L 4 Vertedero Liq. Pesado 2 - 49 Procedimiento para Diseño de Separadores Horizontales de Tres Fases Separador Horizontal Trifásico Simple Para dimensiones referirse a la Figura 2-15, Nº 1. 1. Calcular el flujo volumétrico de vapor Q a con la Ec. 2-17. 2. Calcular los flujos volumétricos de líquido liviano Q LL con Ec. 2-42 y pesado Q HL con Ec. 2-43 3. Calcular la velocidad vertical terminal del vapor V t con la Ec. 2-11. Como el separador es horizontal debe usarse el valor de K cuando no hay extractor de neblina. Por lo anterior, para el cálculo de V t se usa el valor de K de la Tabla 2-1 dividido por 2 si tiene extractor de neblina, o se calcula el K teórico para separador sin extractor de neblina con la Ec. 2-2. Hacer V v =0.75V t para un diseño conservativo. 4. De la Tabla 2-2 seleccionar el tiempo de retención T h y el tiempo para manejo de perturbaciones T s (a menos que el volumen de perturbación sea especificado, tal como volumen de bache), y calcular el volumen de retención V h usando la Ec. 2-21 y el volumen para manejo de perturbaciones V s usando la Ec. 2-22 (Usar Q LL en lugar de Q L ). 5. Estimar L/D v según criterios de presión del Paso 6 página 2-29 y calcular un diámetro interno inicial de vasija D v , redondeando a los siguientes 0.5 ft usando la siguiente ecuación: 3 v s h v ) D / L )( 5 . 0 ( ) V V ( 4 D π + = , ft Ec. 2-52 Calcular el área total transversal A t usando la Ec. 2-30. 6. Si no hay extractor de neblina, la altura mínima H vd del área para retiro de líquido al vapor A vd es el mayor valor entre: 0.2 * D v o 1.0 ft 2 - 50 Si hay extractor de neblina, la altura mínima H vd del área para retiro de líquido al vapor A vd es el mayor valor entre: 0.2 * D v o 2.0 ft Calcular la relación H vd / D v y obtener A vd / A t usando la Tabla 2-4. Calcular al área transversal para retiro de líquido al vapor A vd . 7. Fijar las alturas de líquido pesado H HL y líquido liviano H LL . Mínimo 1.0 ft cada una. 8. Calcular la relación (H HL +H LL ) / D v y obtener (A HL +A LL ) / A t usando la Tabla 2-4. Calcular (A HL +A LL ). 9. Calcular la longitud mínima para acomodar el líquido por retención y perturbaciones: ) A A ( A A V V L LL HL vd t s h + − − + · , ft Ec. 2-53 10. Calcular el tiempo de caída t de la gota de líquido con Ec. 2-33. 11. Calcular la velocidad real del vapor V va con Ec. 2-34. 12. Calcular la longitud mínima requerida para retiro de líquido al vapor L min con Ec. 2-35. 13. Si L <L min , hacer L =L min . La longitud de la vasija está controlada por la separación vapor / líquido, y simplemente resulta un espacio extra para retención de líquido. Si L <<L min , incrementar H vd , recalcular A vd y repetir desde el paso 9. Si L >L min , la longitud de la vasija L es aceptable para separación vapor / líquido. Si L >>L min , está controlando la altura para retención de líquido y solamente L puede ser disminuido y L min aumentado si H vd es disminuido. H vd puede solamente ser disminuido si es mayor que el valor mínimo especificado en el 2 - 51 paso 6. Si H vd se reduce, recalcular A vd y repetir los cálculos desde el paso 9. (<<y >>significan diferencias superiores al 20 %). 14. Calcular la velocidad de asentamiento de las gotas de líquido pesado sobre la fase líquida liviana V HL y la velocidad de ascenso de las gotas de líquido liviano sobre la fase líquida pesada V LH , usando las Ecs. 2-40 y 2-41. (k s se calcula de la Ec. 2-39 o se obtiene de la Tabla 2-6). 15. Calcular el tiempo de asentamiento para las gotas de líquido pesado a través de la fase liviana t HL y el tiempo de ascenso de las gotas de líquido liviano a través de la fase pesada t LH : t HL =12(D v – H vd – H HL ) / V HL , min Ec. 2-54 t LH =12H HL / V LH , min Ec. 2-55 16. Calcular la relación H HL / D v y obtener A HL / A t usando la Tabla 2-4. Calcular al área transversal para líquido pesado A HL . Calcular los tiempos de residencia para líquido pesado y liviano: θ HL =A HL L / Q HL , min Ec. 2-56 θ LL =(A t – A vd - A HL )L / Q LL , min Ec. 2-57 17. Si θ HL <t LH o θ LL <t HL , la separación de líquido está controlando, entonces incrementar la longitud de la vasija L: L =max , _ ¸ ¸ − − ) A A A ( Q t , A Q t HL LL HL HL HL LH vd t Ec. 2-58 18. Calcular L / D v , Si L / D v <<1.5, disminuir D v ( a menos que esté en su valor mínimo). Si L / D v >>6.0, incrementar D v . Repetir desde el Paso 5. (<<y >>significan diferencias superiores al 20 %). 19. Calcular el espesor del casco t s y de las cabezas t h de acuerdo con la Tabla 2-5. 2 - 52 20. Calcular el área superficial del casco A s y las cabezas A h de acuerdo con la Tabla 2-5. 21. Calcular el peso aproximado de la vasija de acuerdo con la Tabla 2-5. 22. Incrementar o disminuir el diámetro de la vasija en incrementos de 6 in. y repetir los cálculos desde el Paso 5, hasta que L / D v caiga en el rango de 1.5 a 6.0. 23. Usando el tamaño óptimo de vasija (mínimo peso) calcular los niveles alto y normal de líquido: Calcular H HLL con Ec. 2-37. Calcular área para nivel normal de líquido A NLL : A NLL =(A HL +A LL ) +V h / L Ec. 2-59 Calcular A NLL / A t y obtener H NLL / D v usando Tabla 2-4. Calcular H NLL . Separador Horizontal Trifásico con Bota para Líquido Pesado Para dimensiones referirse a la Figura 2-15, Nº 2. 1. Calcular el flujo volumétrico de vapor Q a con la Ec. 2-17. 2. Calcular los flujos volumétricos de líquido liviano Q LL con Ec. 2-42 y pesado Q HL con Ec. 2-43 3. Calcular la velocidad vertical terminal del vapor V t con la Ec. 2-11. Como el separador es horizontal debe usarse el valor de K cuando no hay extractor de neblina. Por lo anterior, para el cálculo de V t se usa el valor de K de la Tabla 2-1 dividido por 2 si tiene extractor de neblina, o se calcula el K teórico para separador sin extractor de neblina con la Ec. 2-2. Hacer V v =0.75V t para un diseño conservativo. 2 - 53 4. De la Tabla 2-2 seleccionar el tiempo de retención T h y el tiempo para manejo de perturbaciones T s (a menos que el volumen de perturbación sea especificado, tal como volumen de bache), y calcular el volumen de retención V h usando la Ec. 2-21 y el volumen para manejo de perturbaciones V s usando la Ec. 2-22 (Usar Q LL en lugar de Q L ). 5. Estimar L/D v según criterios de presión del Paso 6 página 2-29 y calcular un diámetro interno inicial de vasija D v , redondeando a los siguientes 0.5 ft usando la Ec. 2-29. Calcular el área total transversal A t usando la Ec. 2-30. 6. Si no hay extractor de neblina, la altura mínima H vd del área para retiro de líquido al vapor A vd es el mayor valor entre: 0.2 * D v o 1.0 ft Si hay extractor de neblina, la altura mínima H vd del área para retiro de líquido al vapor A vd es el mayor valor entre: 0.2 * D v o 2.0 ft Calcular la relación H vd / D v y obtener A vd / A t usando la Tabla 2-4. Calcular al área transversal para retiro de líquido al vapor A vd . 7. Fijar las alturas de líquido liviano en la vasija y la bota, H LLV (Mínimo 1.0 ft) y H LLB (Mínimo 6 in.). 8. Calcular la relación H LLV / D v y obtener A LLV / A t usando la Tabla 2-4. Calcular A LLV . 9. Calcular la longitud mínima para acomodar el líquido por retención y perturbaciones: LLV A A A V V L vd t s h − − + = , ft Ec. 2-60 10. Calcular el tiempo de caída t de la gota de líquido con Ec. 2-33. 11. Calcular la velocidad real del vapor V va con Ec. 2-34. 2 - 54 12. Calcular la longitud mínima requerida para retiro de líquido al vapor L min con Ec. 2-35. 13. Si L <L min , hacer L =L min . La longitud de la vasija está controlada por la separación vapor / líquido, y simplemente resulta un espacio extra para retención de líquido. Si L <<L min , incrementar H vd , recalcular A vd y repetir desde el paso 9. Si L >L min , la longitud de la vasija L es aceptable para separación vapor / líquido. Si L >>L min , está controlando la altura para retención de líquido y solamente L puede ser disminuido y L min aumentado si H vd es disminuido. H vd puede solamente ser disminuido si es mayor que el valor mínimo especificado en el paso 6. Si H vd se reduce, recalcular A vd y repetir los cálculos desde el paso 9. (<<y >>significan diferencias superiores al 20 %). 14. Calcular la velocidad de asentamiento de las gotas de líquido pesado sobre la fase líquida liviana V HL usando la Ec. 2-40 (k s se calcula de la Ec. 2-39 o se obtiene de la Tabla 2-6). 15. Calcular el tiempo de asentamiento para las gotas de líquido pesado a través de la fase liviana t HL : t HL =12(H LLB +D v – H vd ) / V HL , min Ec. 2-61 16. Calcular el tiempo de residencia del líquido liviano ignorando el volumen de líquido liviano en la bota: θ LL =(A t – A vd )L / Q LL , min Ec. 2-62 17. Si θ LL <t HL , la separación de líquido está controlando, entonces incrementar la longitud de la vasija L: L = ) A A ( Q t vd t LL HL − , ft Ec. 2-63 18. Calcular L / D v , Si L / D v <<1.5, disminuir D v ( a menos que esté en su valor mínimo). 2 - 55 Si L / D v >>6.0, incrementar D v . Repetir desde el Paso 5. (<<y >>significan diferencias superiores al 20 %). 19. Calcular el espesor del casco t s y de las cabezas t h de acuerdo con la Tabla 2-5. 20. Calcular el área superficial del casco A s y las cabezas A h de acuerdo con la Tabla 2-5. 21. Calcular el peso aproximado de la vasija de acuerdo con la Tabla 2-5. 22. Incrementar o disminuir el diámetro de la vasija en incrementos de 6 in. y repetir los cálculos desde el Paso 5, hasta que L / D v caiga en el rango de 1.5 a 6.0. 23. Usando el tamaño óptimo de vasija (mínimo peso) calcular los niveles alto y normal de líquido: Calcular H HLL con Ec. 2-37. Calcular área para nivel normal de líquido A NLL : A NLL =A LLV +V h / L , ft 2 Ec. 2-64 Calcular A NLL / A t y obtener H NLL / D v usando Tabla 2-4. Calcular H NLL . 24. Diseñar la bota para líquido pesado: • Fijar altura del líquido pesado H HL en un valor que guarde relación con las dimensiones de la vasija. • Calcular la velocidad de ascenso del líquido liviano sobre la fase líquida pesada, V LH usando la Ec. 2-41 (ks se calcula de la Ec. 2-39 o se obtiene de la Tabla 2-6). • Fijar la velocidad en la bota, V p =0.75V LH in./min. • Calcular el diámetro de la bota para líquido pesado D B : p V Q 12 * 4 D HL B π · , ft Ec. 2-65 2 - 56 • Calcular el tiempo de ascenso de las gotas de líquido liviano a través de la fase pesada t LH : t LH =12H HL / V LH , min Ec. 2-66 • Calcular el tiempo de residencia del líquido pesado: θ HL = HL HL B Q 4 H D 2 π , min Ec. 2-67 Si θ HL <t LH , incrementar el diámetro de la bota. Separador Horizontal Trifásico con Vertedero Para dimensiones referirse a la Figura 2-15, Nº 3. 1. Calcular el flujo volumétrico de vapor Q a con la Ec. 2-17. 2. Calcular los flujos volumétricos de líquido liviano Q LL con Ec. 2-42 y pesado Q HL con Ec. 2-43 3. Calcular la velocidad vertical terminal del vapor V t con la Ec. 2-11. Como el separador es horizontal debe usarse el valor de K cuando no hay extractor de neblina. Por lo anterior, para el cálculo de V t se usa el valor de K de la Tabla 2-1 dividido por 2 si tiene extractor de neblina, o se calcula el K teórico para separador sin extractor de neblina con la Ec. 2-2. Hacer V v =0.75V t para un diseño conservativo. 4. De la Tabla 2-2 seleccionar el tiempo de retención T h y el tiempo para manejo de perturbaciones T s (a menos que el volumen de perturbación sea especificado, tal como volumen de bache), y calcular el volumen de retención V h usando la Ec. 2-21 y el volumen para manejo de perturbaciones V s usando la Ec. 2-22 (Usar Q LL en lugar de Q L ). 5. Estimar L/D v según criterios de presión del Paso 6 página 2-29 y calcular un diámetro interno inicial de vasija D v , redondeando a los siguientes 0.5 ft usando la siguiente ecuación: 2 - 57 3 v s h v ) D / L )( 6 . 0 ( ) V V ( 16 D π + · , ft Ec. 2-68 Calcular el área total transversal A t usando la Ec. 2-30. 6. Si no hay extractor de neblina, la altura mínima H vd del área para retiro de líquido al vapor A vd es el mayor valor entre: 0.2 * D v o 1.0 ft Si hay extractor de neblina, la altura mínima H vd del área para retiro de líquido al vapor A vd es el mayor valor entre: 0.2 * D v o 2.0 ft Calcular la relación H vd / D v y obtener A vd / A t usando la Tabla 2-4. Calcular al área transversal para retiro de líquido al vapor A vd . 7. Calcular la altura de bajo nivel de líquido H LLL de la Tabla 2-3 o de la Ec. 2-31, donde D v en ft y se redondea a las siguientes 0.5 pulgadas (in.). Si D v ≤ 4’0”, H LLL =9 in. Calcular la relación H LLL / D v con H LLL en pies y obtener A LLL / A t usando la Tabla 2-4. Calcular al área transversal para bajo nivel de líquido A LLL . 8. Calcular la altura del vertedero H w : H w =D v - H vd , ft Ec. 2-69 Si H w <2 ft, incrementar D v y repetir los cálculos desde el Paso 6. 9. Calcular la longitud mínima L 2 del compartimiento para líquido liviano (ver Fig. 2-15, Nº 3) para acomodar el líquido por retención y perturbaciones: LLL A A A V V L vd t s h 2 − − + · , ft Ec. 2-70 Redondear a los siguientes 0.5 ft. El mínimo valor de L 2 =dn +12 in., con d N en pulgadas. 2 - 58 10. Fijar la altura de la interface en H w /2, Con lo cual se obtienen las alturas de líquido liviano y pesado H HL y H LL . 11. Para el compartimiento de asentamiento de líquido, calcular la relación H HL / D v y obtener A HL / A t usando la Tabla 2-4. Calcular el área transversal para el líquido pesado, A HL . Calcular el área transversal para líquido liviano, A LL : A LL =A t – A vd – A HL , ft 2 Ec. 2-71 12. Calcular la velocidad de asentamiento de las gotas de líquido pesado sobre la fase líquida liviana V HL y la velocidad de ascenso de las gotas de líquido liviano sobre la fase líquida pesada V LH , usando las Ecs. 2-40 y 2-41. (k s se calcula de la Ec. 2-39 o se obtiene de la Tabla 2-6). 13. Calcular el tiempo de asentamiento para las gotas de líquido pesado a través de la fase liviana t HL y el tiempo de ascenso de las gotas de líquido liviano a través de la fase pesada t LH : t HL =12H LL / V HL , min Ec. 2-72 t LH =12H HL / V LH , min Ec. 2-73 14. Calcular el mínimo valor de L 1 para facilitar la separación líquido – líquido como el mayor valor entre: L 1 =max , _ ¸ ¸ ) A Q t , A Q t LL LL HL HL HL LH , ft Ec. 2-74 Redondear a los siguientes 0 .5 ft. 15. Calcular la longitud total, L: L =L 1 +L 2 , ft Ec. 2-75 16. Calcular el tiempo de caída t de la gota de líquido con Ec. 2-33. 17. Calcular la velocidad real del vapor V va con Ec. 2-34. 2 - 59 18. Calcular la longitud mínima requerida para retiro de líquido al vapor L min con Ec. 2-35. 19. Si L <L min , hacer L =L min . La longitud de la vasija está controlada por la separación vapor / líquido, y simplemente resulta un espacio extra para retención de líquido. Si L <<L min , incrementar H vd , recalcular A vd y repetir desde el Paso 6. Si L >L min , la longitud de la vasija L es aceptable para separación vapor / líquido. Si L >>L min , está controlando la altura para retención de líquido y solamente L puede ser disminuido y L min aumentado si H vd es disminuido. H vd puede solamente ser disminuido si es mayor que el valor mínimo especificado en el paso 6. Si H vd se reduce, recalcular A vd y repetir los cálculos desde el paso 9. (<<y >>significan diferencias superiores al 20 %). 20. Calcular L / D v , Si L / D v <<1.5, disminuir D v ( a menos que esté en su valor mínimo). Si L / D v >>6.0, incrementar D v . Repetir desde el Paso 5. (<<y >>significan diferencias superiores al 20 %). 21. Calcular el espesor del casco t s y de las cabezas t h de acuerdo con la Tabla 2-5. 22. Calcular el área superficial del casco A s y las cabezas A h de acuerdo con la Tabla 2-5. 23. Calcular el peso aproximado de la vasija de acuerdo con la Tabla 2-5. 24. Incrementar o disminuir el diámetro de la vasija en incrementos de 6 in. y repetir los cálculos desde el Paso 5, hasta que L / D v caiga en el rango de 1.5 a 6.0. 25. Usando el tamaño óptimo de vasija (mínimo peso) calcular los niveles alto y normal de líquido para el compartimiento de líquido liviano: Calcular H HLL con Ec. 2-37 (Ec. 2-69). 2 - 60 Calcular área para nivel normal de líquido A NLL : A NLL =A LLL +V h / L 2 , ft 2 Ec. 2-76 Calcular A NLL / A t y obtener H NLL / D v usando Tabla 2-4. Calcular H NLL . Separador Horizontal Trifásico con Balde y Vertedero Para dimensiones referirse a la Figura 2-15, Nº 4. 1. Calcular el flujo volumétrico de vapor Q a con la Ec. 2-17. 2. Calcular los flujos volumétricos de líquido liviano Q LL con Ec. 2-42 y pesado Q HL con Ec. 2-43 3. Calcular la velocidad vertical terminal del vapor V t con la Ec. 2-11. Como el separador es horizontal debe usarse el valor de K cuando no hay extractor de neblina. Por lo anterior, para el cálculo de V t se usa el valor de K de la Tabla 2-1 dividido por 2 si tiene extractor de neblina, o se calcula el K teórico para separador sin extractor de neblina con la Ec. 2-2. Hacer V v =0.75V t para un diseño conservativo. 4. Seleccionar tiempos de residencia para los líquidos liviano y pesado θ LL y θ HL . (Como guía, para tambores de carga a una despojadora de aguas agrias θ HL =60 min para servicio en refinería, o 10 – 15 min para servicio en planta química. Para tambores de carga a una regeneradora de amina θ HL =10 – 15 min). 5. Estimar L/D v según criterios de presión del Paso 6 página 2-29 y calcular un diámetro interno inicial de vasija D v , redondeando a los siguientes 0.5 ft usando la siguiente ecuación: 3 v v ) D / L )( 7 . 0 ( ) Q Q ( 4 D HL HL LL LL π θ + θ = , ft Ec. 2-77 Calcular el área total transversal A t usando la Ec. 2-30. 2 - 61 6. Si no hay extractor de neblina, la altura mínima H vd del área para retiro de líquido al vapor A vd es el mayor valor entre: 0.2 * D v o 1.0 ft Si hay extractor de neblina, la altura mínima H vd del área para retiro de líquido al vapor A vd es el mayor valor entre: 0.2 * D v o 2.0 ft Calcular la relación H vd / D v y obtener A vd / A t usando la Tabla 2-4. Calcular al área transversal para retiro de líquido al vapor A vd . 7. Calcular L 1 : L 1 = vd t HL HL LL LL A A ) Q Q ( − θ + θ , ft Ec. 2-78 8. Calcular el tiempo de caída t de la gota de líquido con Ec. 2-33. 9. Calcular la velocidad real del vapor V va con Ec. 2-34. 10. Calcular la longitud mínima requerida para retiro de líquido al vapor L min con Ec. 2-35. 11. Si L 1 <L min , hacer L 1 =L min . La longitud de la vasija está controlada por la separación vapor / líquido, y simplemente resulta un espacio extra para retención de líquido. Si L 1 <<L min , incrementar H vd , recalcular A vd y repetir desde el Paso 7. Si L 1 >L min , la longitud de la vasija L es aceptable para separación vapor / líquido. 12. Calcular el espesor de la capa de líquido liviano H LLT con base en el asentamiento del líquido pesado a través de dicha capa: H LLT = L G LL 2 p D ) S ( 00128 . 0 µ ∆ θ , in. Ec. 2-79 2 - 62 donde D p es el tamaño de las gotas de líquido liviano en micras, y ∆S G la diferencia entre las gravedades específicas del líquido pesado y liviano. 13. Calcular la diferencia en altura entre los vertederos de líquido liviano y pesado ∆H: ∆H =H LLT , _ ¸ ¸ ρ ρ − H L 1 , in. Ec. 2-80 14. Diseñar el balde para líquido liviano: • Fijar la altura de la cima del vertedero de líquido liviano como D v - H vd . • Fijar la altura del fondo del vertedero de líquido liviano como 0.125D v . • Escoger un tiempo para retención/perturbación entre 5 – 15 min. • Asumir que el nivel de líquido alto HLL está 6 in. por debajo de la cima del vertedero. • Asumir que el nivel de líquido bajo LLL está 6 in. por encima del fondo del balde. • Calcular H HLL =D v – H vd – 0.5 , ft. y H LLL =0.125Dv +0.5 , ft • Calcular las relaciones H HLL / D v y H LLL / D v y obtener A HLL / A t y A LLL / A t de la Tabla 2-4. • Calcular A HLL y A LLL . • Calcular L 2 : L 2 = ) A A ( Q ) T T ( LLL HLL LL s h − + , ft Ec. 2-81 15. Seleccionar L 3 como el mayor valor entre D v / 12 (D v en pulgadas) y 12 in. 16. Diseñar el compartimiento para líquido pesado: • Fijar la altura de la cima del vertedero de líquido pesado =D v - H vd - ∆H. • Escoger un tiempo para retención/perturbación entre 5 – 15 min. • Asumir que el nivel de líquido alto HLL está 6 in. por debajo de la altura del vertedero. • Asumir que el nivel de líquido bajo LLL está 6 in. por encima del fondo de la vasija, luego H LLL = 0.5ft. • Calcular H HLL =D v – H vd – ∆H – 0.5 , ft. 2 - 63 • Calcular las relaciones H HLL / D v y H LLL / D v y obtener A HLL / A t y A LLL / A t de la Tabla 2-4. • Calcular A HLL y A LLL . • Calcular L 4 : L 4 = ) A A ( Q ) T T ( LLL HLL LL s h − + , ft Ec. 2-82 17. Calcular L =L 1 +L 2 +L 3 +L 4 . 18. Calcular L / D v , Si L / D v <<1.5, disminuir D v ( a menos que esté en su valor mínimo). Si L / D v >>6.0, incrementar D v . Repetir desde el Paso 5. (<<y >>significan diferencias superiores al 20 %). 19. Calcular el espesor del casco t s y de las cabezas t h de acuerdo con la Tabla 2-5. 20. Calcular el área superficial del casco A s y las cabezas A h de acuerdo con la Tabla 2-5. 21. Calcular el peso aproximado de la vasija de acuerdo con la Tabla 2-5. 22. Incrementar o disminuir el diámetro de la vasija en incrementos de 6 in. y repetir los cálculos desde el Paso 5, hasta que L / D v caiga en el rango de 1.5 a 6.0. EJ EMPLO 2-4 Diseñar un separador horizontal trifásico con vertedero y extractor de neblina, para separar 235,000 lb/h de hidrocarburo gaseoso con densidad 0.190 lb/ft 3 , 45,000 lb/h de hidrocarburo líquido con densidad 40.5 lb/ft 3 y viscosidad 0.24 cP y 7,500 lb/h de agua con densidad 62.0 lb/ft 3 y viscosidad 0.682 cP. La presión y temperatura de operación son 25 psig y 100 ºF respectivamente, y se requiere un tiempo para retención y perturbación de 15 min. El material para la construcción del separador es acero al carbón A-516 grado 70. 2 - 64 1. Calcular Q a (Ec. 2-17), =         = ) ft / lb 190 . 0 )( h / s 600 , 3 ( h / lb 000 , 235 Q 3 a 343.57 ft 3 /s 2. Calcular Q LL y Q HL (Ecs. 2-42/43) =         = ) ft / lb 5 . 40 )( h / min 60 ( h / lb 000 , 45 Q 3 LL 18.52 ft 3 /min =         = ) ft / lb 0 . 62 )( h / min 60 ( h / lb 500 , 7 Q 3 HL 2.02 ft 3 /min 3. Calcular V t (Ec. 2-11), De la Tabla 2-1, GPSA - K =0.350 (@ 25 psig) Usar K/2 en separador horizontal = − = 190 . 0 190 . 0 5 . 40 175 . 0 Vt 2.55 ft/s V v =0.75V t =1.91 ft/s 4. Calcular V h y V s (Ecs. 2-21/22) Asumir T h =10 min y T s =5 min V h =(10 min)(18.52 ft 3 /min) =185.2 ft 3 Vs =( 5min)(18.52 ft 3 /min) =92.6 ft 3 5. Calcular D v (Ec. 2-68), Asumir L / D v =1.7 (Paso 6 pág. 2-29) D v =3 ) 7 . 1 )( 6 . 0 ( ) 6 . 92 2 . 185 ( 16 π + = 11.15 ft Usar D v = 11.0 ft Calcular A t (Ec. 2-30), A t =π/4(11.0) 2 = 95.03 ft 2 6. Calcular H vd y A vd , H vd debe ser mucho mayor que el mínimo (0.2D v ), dado que el flujo másico de gas es el 82 % del total; luego asumir H vd =0.7D v =0.7(11.0) =7.70 ft. H vd / D v =7.70 / 11.0 =0.70 =X 2 - 65 De la Tabla 2-4 calcular Y, Y =0.748 =A vd / A t A vd =0.748(95.03) =71.08 ft 2 7. Calcular H LLL (Ec. 2-31), H LLL =0.5(11.0) +7 =12.5 in. usar 13 in. H LLL / D v =(13.0/12) / 11.0 =0.098 =X De la Tabla 2-4 calcular Y, Y =0.0504 =A LLL / A t A LLL =0.0504(95.03) =4.8 ft 2 8. Calcular H w (Ec. 2-69), H w =11.0 – 7.7 =3.3 ft 9. Calcular L 2 (Ec. 2-70), L 2 = 8 . 4 08 . 71 03 . 95 6 . 92 2 . 185 − − + = 14.51 ft usar 15.0 ft 10. Fijar H HL y H LL , H HL =H LL =H w /2 =3.3/2 =1.65 ft 11. Calcular A HL y A LL , H HL / D v =1.65/11.0 =0.15 =X De la Tabla 2-4 calcular Y, Y =0.094 =A HL / A t A HL =0.094(95.03) =8.93 ft 2 Calcular A LL (Ec. 2-71), A LL =95.03 – 71.08 – 8.93 =15.02 ft 2 12. Calcular V HL (Ec. 2-40), ks =0.333 de la Tabla 2-6 V HL = 24 . 0 ) 5 . 40 0 . 62 ( 333 . 0 − = 29.83 in./min Usar 10 in./min que es el máximo recomendado. V LH = 682 . 0 ) 5 . 40 0 . 62 ( 333 . 0 − = 10.50 in./min Usar 10 in./min que es el máximo recomendado. 13. Calcular t HL (Ec. 2-72), t HL =12(1.65) / 10 =1.98 min usar 2.0 min 2 - 66 t LH =t HL =2.0 min. 14. Calcular L 1 (Ec. 2-74), L 1 = 93 . 8 ) 02 . 2 )( 0 . 2 ( = 0.45 ft L 1 = 02 . 15 ) 52 . 18 )( 0 . 2 ( = 2.47 ft , Usar L 1 =3.0 ft 15. Calcular L (Ec. 2-75), L =3.0 +15.0 =18.0 ft 16. Calcular t (Ec. 2-33), t =7.70 / 1.91 =4.03 s 17. Calcular V va (Ec. 2-34), V va =343.57 / 71.08 = 4.83 ft/s 18. Calcular L min (Ec. 2-35), L min =4.83 * 4.03 = 19.5 ft 19. Como L <L min , entonces L =19.5 ft , (se ajusta L 2 =16.0 ft y L 1 =3.5 ft) 20. Calcular L / D v , L / D v =19.5 / 11.0 =1.77 21. Calcular t s y t h de acuerdo con la Tabla 2-5, • P =25 +30 =55 psig • S =17,500 psi del Anexo 2-1, Table A-1, p. 115 • E =0.85 • t c =1/16” • Usar cabeza torisférica ( D <15 ft y P <100 psig) Espesor del casco, 16 1 ) 55 ( 2 . 1 ) 85 . 0 )( 500 , 17 ( 2 ) 12 * 0 . 11 )( 55 ( ts + − · 2 - 67 t s =0.307” usar 3/8” Espesor de la cabeza, 16 1 ) 55 ( 1 . 0 ) 85 . 0 )( 500 , 17 ( ) 12 * 0 . 11 )( 55 )( 885 . 0 ( th + − · t h =0.495” usar 1/2” Seleccionar t, t h >t s , luego t =1/2” (0.50 in.) 22. Calcular A s y A h (Tabla 2-5), A s =π(11.0)(19.5) = 673.87 ft 2 A h =0.842(11.0) 2 =101.88 ft 2 23. Calcular W (Tabla 2-5), ( ) 2 2 3 ft 88 . 101 * 2 ft 87 . 673 ft / . in 12 . in 5 . 0 ft lb 490 W + , _ ¸ ¸ · W = 17,918 lb 24. Pueden repetirse los cálculos desde el Paso 5 con D v =10.5 ft y 11.5 ft para encontrar el tamaño óptimo de vasija. 25. Asumiendo que con D v =11.0 ft se tiene el tamaño óptimo de vasija, calcular los niveles alto y normal de líquido para el compartimiento de líquido liviano: Calcular H HLL (Ec. 2-37), H HLL =H w = 3.3 ft , usar 3 ft 4 in. Calcular A NLL (Ec. 2-76) A NLL =4.8 +185.2 / 16 = 16.4 ft 2 A NLL / A t =16.4 / 95.03 =0.173 =X De la Tabla 2-4 calcular Y, Y =0.229 =H NLL / D v H NLL =0.229(11.0) =2.52 ft , usar 2 ft 6 in. NOTA : Por la pequeña cantidad de líquido pesado y gran cantidad de vapor (alrededor del 82 % en peso del total), un mejor diseño sería usando “Bota”. También debería compararse un separador vertical. 2 - 68 ANEXO 2-1 CÓDI GO ASME B31.1 – 1995 Edition, Appendix A, Table A-1 2 - 69 NOMENCLATURA A = área transversal para vasija vertical, ft 2 A d = área transversal del bajante, ft 2 A H = área transversal para el líquido pesado en vasija vertical para separador trifásico – (A H =A), ft 2 A h = sección transversal para retención de líquido en vasija horizontal, ft 2 área superficial de la cabeza en Tabla 2-5, ft 2 A HL = área transversal para líquido pesado en separador trifásico, ft 2 A HLL = área transversal para alto nivel de líquido en vasija horizontal, ft 2 A L = área del plato del bafle para retención de líquido liviano, ft 2 A LL = área transversal para líquido liviano en separador trifásico, ft 2 A LLL = área transversal para bajo nivel de líquido en vasija horizontal, ft 2 A LLV = área transversal para líquido liviano por encima del fondo de la vasija en separador trifásico con bota, ft 2 A NLL = área transversal para nivel normal de líquido en vasija horizontal, ft 2 A p = área transversal de la partícula o gota, ft 2 A s = sección transversal para manejo de perturbaciones en vasija horizontal, ft 2 área superficial del casco en Tabla 2-5, ft 2 A t = área transversal total para vasija horizontal, ft 2 A vd = área para retiro de líquido al vapor en vasija horizontal, ft 2 C = constante empírica para dimensionamiento de separadores, ft/h C’ = coeficiente de arrastre de la partícula, adimensional D , D v = diámetro interno de la vasija, ft ; in. D B = diámetro de la bota para líquido pesado, ft D o = diámetro externo de la vasija, ft d N = diámetro de la boquilla (entrada / salida vapor o líquido, según se especifique), ft ; in. 2 - 70 D p = diámetro de la gota, ft ; micras en Ec. 2-39 D vd = diámetro para retiro de líquido al vapor, ft E = eficiencia de junta, fracción G = flujo de líquido descendente permisible por el bajante del bafle para retención de líquido liviano – Figura 2-14, gph/ft 2 g = aceleración de la gravedad, 32.2 ft/s 2 G m = máxima velocidad másica permisible para que las gotas de diámetro D p caigan, lb/(h-ft 2 ) H A = nivel de líquido por encima del bafle de retención de líquido liviano, in. ; ft H BN = altura entre nivel de líquido por encima del bafle de retención de líquido liviano y la línea de centro de la boquilla de carga, ft H d = altura para retiro de líquido al vapor, ft H h = altura para retención de líquido, ft H H = altura para líquido pesado en separador trifásico vertical, ft H HL = altura para líquido pesado en separador trifásico horizontal, ft H HLL = altura de alto nivel de líquido, ft H L = altura entre la interfase de líquido pesado y la línea de centro de la boquilla de salida de líquido liviano en separador trifásico vertical, ft H LL = altura para líquido liviano en separador trifásico horizontal, ft H LIN = altura entre alto nivel de líquido HLL y la línea de centro de la boquilla de entrada, ft HLL = nivel de líquido alto H LLB = altura de líquido liviano en la bota para separador trifásico, ft H LLL = altura de bajo nivel de líquido, in. ; ft H LLT = espesor de la capa liviana, in. H LLV = altura de líquido liviano en la vasija para separador trifásico con bota, ft 2 - 71 H me = altura del extractor de neblina y de este a la línea tangente de cima de la vasija, ft H NLL = altura de normal nivel de líquido, ft H R = altura entre la línea de centro de la boquilla de salida de líquido liviano y el bafle de retención de líquido liviano, ft H s = altura para manejo de perturbaciones, ft H T = altura total de la vasija, ft H vd = altura para retiro de líquido al vapor, ft H w = altura vertedero, ft ∆H = diferencia en altura entre los vertederos de líquido liviano y pesado, in. K = constante empírica para dimensionamiento de separadores, ft/s K cr = constante de proporcionalidad para ser usada en Ec. 2-9 k s = constante de velocidad terminal de la ley de Stokes, (in./min)(cP) / (lb/ft 3 ) L = longitud de la vasija costura – costura, ft LLL = nivel de líquido bajo L min = longitud mínima requerida para retiro de líquido al vapor, ft L 1-4 = longitudes como se definen en Fig. 2-15, ft M HL = flujo másico de líquido pesado, lb/min ; lb/h M L = flujo másico de líquido, lb/min ; lb/h M LL = flujo másico de líquido liviano, lb/min ; lb/h M p = masa de la partícula o gota, lb M v = flujo másico de gas, lb/s N = parámetro para separadores trifásicos horizontales definido en Figura 2-15, in. NLL = nivel de líquido normal P = presión del sistema, psia ; presión de diseño, psig PM = peso molecular, lb/lbmol Q a = flujo de gas a condiciones reales, ft 3 /s 2 - 72 Q HL = flujo volumétrico de líquido pesado, ft 3 /min Q L = flujo volumétrico de líquido, ft 3 /s ; ft 3 /min Q LL = flujo volumétrico de líquido liviano, ft 3 /min Q m = flujo volumétrico de mezcla, ft 3 /s ; ft 3 /min R = constante universal de los gases, 10.73 psia ft 3 /ºR lbmol r = radio de rótula en cabeza torisférica, in. Re = número de Reynolds, adimensional S = tensión permisible, psi ( 5 ) S G = gravedad específica, adimensional ∆S G = diferencia de gravedad específica entre los líquidos pesado y liviano, adimensional T = temperatura del sistema, ºR ; temperatura de diseño, ºF t = tiempo de caída de la gota de diámetro D p , s ; espesor de pared, in. t c = corrosión permisible, in. T h = tiempo de retención de líquido, min t h = espesor de pared de cabezas, in. t HL = tiempo de asentamiento para las gotas de líquido pesado a través de H L , min t LH = tiempo de ascenso de las gotas de líquido liviano a través de H H , min T s = tiempo para manejo de perturbaciones, min t s = espesor de pared de casco, in. V h = volumen de retención de líquido, ft 3 V HL = velocidad de asentamiento de las gotas de líquido pesado sobre la fase líquida liviana , in./min V LH = velocidad de ascenso de las gotas de líquido liviano sobre la fase líquida pesada , in./min V p = velocidad del líquido pesado en la bota, in./min V s = volumen para manejo de perturbaciones, ft 3 2 - 73 V t = velocidad terminal, ft/s ; in. / min en Ec. 2-38 V v = velocidad de vapor, ft/s V va = velocidad real de vapor, ft/s W = peso de la vasija, lb W d = ancho de la cuerda del bajante, in. Z = factor de compresibilidad, adimensional θ HL = tiempo de residencia del líquido pesado, min θ LL = tiempo de residencia del líquido liviano, min λ = fracción líquida de mezcla, adimensional µ = viscosidad de la fase continua, cP µ g = viscosidad de la fase gaseosa, cP µ H = viscosidad de la fase líquida pesada, cP µ L = viscosidad de la fase líquida liviana, cP ρ g = densidad de la fase gaseosa, lb/ft 3 ρ H = densidad de la fase líquida pesada, lb/ft 3 ρ L = densidad de la fase líquida o gota ; o de la fase líquida liviana, lb/ft 3 ρ m = densidad de mezcla, lb/ft 3 3.0 DESHI DRATACI ÓN 3 - 2 3.0 DESHI DRATACI ÓN 3.1 I ntroducción Todo gas natural de producción está totalmente saturado con agua en su fase de vapor, porque proviene de un yacimiento saturado (en equilibrio) con agua. Además generalmente el gas contiene CO 2 y H 2 S que se remueven con soluciones acuosas tales como aminas, carbonato de potasio, etc., que saturan el gas con agua. A fin de remover la mayor cantidad de agua, es necesario deshidratar el gas por las siguientes razones: 1. Evitar formación de hidratos. 2. Cumplir con especificaciones como gas de venta. 3. Minimizar corrosión. Para diseñar un sistema de deshidratación se requiere información preliminar tal como presión, temperatura, composición y rata de flujo de gas. Normalmente el gas está saturado cuando llega a la planta o cuando sale de una unidad de endulzamiento. Sin embargo, por lo regular la composición de entrada se suministra en base seca; por lo tanto, el contenido de agua del gas húmedo de entrada debe ser determinado. Además, con base en la composición húmeda, debe determinarse la temperatura de hidrato a una presión dada, a fin de que el gas pueda ser deshidratado lo suficiente para evitar la formación de hidratos y cumplir con la especificación de contenido de agua. La cantidad de agua a ser removida del gas húmedo o el contenido de agua en el gas seco, depende de cual de las razones 1 o 2 sea la que controla. En cualquier caso, se establece el contenido de agua en el gas seco que sale, o el correspondiente punto de rocío por agua. La discusión teórica de este capítulo se hace con base en el Capítulo 20 del GPSA Engineering Data Book ( 1 ) ; por lo tanto, las figuras que empiezan con el número 20 corresponden a dicho capítulo. 3 - 3 3.2 Contenido de Agua en el Gas Natural El contenido de agua de una corriente de gas saturado, se puede determinar bien sea en forma manual o usando un programa de computador para simulación de procesos. El método manual que más frecuentemente se usa en la industria del gas natural es el uso de la carta de contenido de agua de Mcketta y Wehe, que corresponde a la Fig. 20-3 del GPSA. Sin embargo, esta carta publicada en 1,958 con base en los datos experimentales disponibles por ese tiempo, está limitada a gases dulces y no debe ser usada para composiciones de gases agrios mayores de 5% mol (H 2 S y/o CO 2 ). Tanto el H 2 S como el CO 2 contienen más agua a saturación que el metano o mezclas de gas natural dulce, particularmente a presiones por encima de 700 psia a temperatura ambiente; por lo tanto, a presiones por encima de 700 psia, se debe hacer corrección por H 2 S y CO 2 . Estas correcciones son significativamente más necesarias a más altas concentraciones y presiones. Para la carta de la Fig. 20-3 la corrección por gravedad de gas no debe usarse cuando hay presencia de H 2 S y CO 2 , y por el efecto de ciertos hidrocarburos no siempre es adecuada, especialmente en la predicción de contenido de agua a presiones por encima de 1,500 psia. La línea para formación de hidratos es aproximada y no debe usarse para predecir condiciones de formación de hidratos. El GPSA tiene dos métodos simples para determinar el contenido de agua de gases agrios. Sin embargo, el primer método que consiste en un promedio aditivo de la fracción mol correspondiente a los contenidos de agua en los constituyentes dulce y agrio, no es consistente y por lo tanto es inseguro. Se aplica a mezclas gaseosas con un contenido de gas ácido por debajo de 40%, mediante el uso de la siguiente ecuación y las Figs. 20-3, 20-8 y 20-9: W =y HC W HC +y CO 2 W CO 2 +y H 2 S W H 2 S Ec. 3-1 Nótese que las Figs. 20-8 y 20-9 suministran valores para el término contenido de agua “efectivo” de CO 2 y H 2 S en mezcla de gas natural, el cual debe usarse solamente en la Ec. 3-1. Estos no son contenidos de agua para CO 2 y H 2 S puros. El segundo método del GPSA que se basa en el uso de las Figs. 20-10 y 20-11 es más seguro, pero tiene una aplicación limitada a 6,000 psia y requiere interpolación para determinada presión entre las dadas en las cartas. Con gases que tienen CO 2 , el CO 2 debe ser convertido a una concentración “equivalente” de H 2 S. Para propósitos de este método, se asume que el CO 2 contribuye con el 75% del agua en la mezcla gaseosa, sobre una base molar como H 2 S. 3 - 4 Los siguientes ejemplos del GPSA sirven para ilustrar el uso de las figuras y los métodos anteriormente descritos. Ejemplo 3-1 Determinar el contenido de agua saturada de un hidrocarburo gaseoso pobre y dulce a 150 ºF y 1,000 psia. a. Si el gas tiene un peso molecular de 26 lb/lbmol. b. Si el gas está en equilibrio con una salmuera al 3 %. a. De la Fig. 3-1 (@ 150 ºF y 1,000 psia), W =220 lb/ MMscf y para PM =26 (@ 150 ºF), C g =0.974 W =0.974(220) =214 lb/MMscf b. De la Fig. 3-1 (@ salmuera al 3 %), C s =0.93 W =0.93(220) =205 lb/ MMscf Ejemplo 3-2 Determinar el contenido de agua saturada de una mezcla 80% CH 4 - 20% CO 2 a 160 ºF y 2,000 psia. El valor experimental para el contenido de agua fue 172 lb/MMscf. Método Uno De la Fig. 3-1 (@ 160 ºF y 2,000 psia), W HC = 167 lb/MMscf De la Fig. 3-2 (@ 160 ºF y 2,000 psia), W CO 2 = 240 lb/MMscf De la Ec. 3-1, W = y HC W HC +y CO 2 W CO 2 +y H 2 S W H 2 S W = 0.80(167) +0.20(240) W = 182 lb/MMscf 3 - 5 FI GURA 3-1 I NFORMACI ÓN EJ EMPLOS 3-1 , 3-2 , 3-3 , 3-11 , 3-12 , 3-13 220 (1,000 psia) 167 (2,000 psia) 0.974 26 0.93 38 (2,000 psia) 53 (1,200 psia) 9.5 ( 900 psia) 64 ( 950 psia) ( 950 psia) 7 31 3 - 6 FI GURA 3-2 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-2 240 160 3 - 7 Método Dos Convertir la composición de CO 2 a una concentración “equivalente” de H 2 S, y H 2 S (pseudo): y H 2 S (pseudo) =0.75(y CO 2 ) =0.75(0.20) =0.15 De la Fig. 3-3 (@ 160 ºF y 15 % H 2 S) y con ρ H 2 O =350 lb/bbl : W =0.49 bbl/MMscf * 350 lb/bbl W =172 lb/MMscf (igual al experimental) Recientemente Wichert and Wichert ( 6 ) desarrollaron un método simple para el cálculo de contenido de agua en gas agrio hasta con un 55 % de H 2 S “equivalente”. El método aplica hasta 200 ºC (393 ºF) y 100 MPa (14,500 psia). Con base en pruebas del método hechas por los autores, los resultados tienen una precisión de 5 – 10 %. En la Fig. 3-4 se presenta la carta utilizada para este método, en combinación con la Fig. 20-3 del GPSA. El siguiente ejemplo ilustra el uso de este método para estimar el contenido de vapor de agua en un gas natural agrio. Ejemplo 3-3 Calcular el contenido de agua en equilibrio para un gas agrio que contiene 45% mol de CH 4 , 15% mol de H 2 S y 40% mol de CO 2 , a 100 °F y 2,000 psia. De la Fig. 3-1 (@ 100 ºF y 2,000 psia), W (gas dulce) = 38 lb/MMscf Calcular el H 2 S equivalente, H 2 S (equiv.) = 15 (H 2 S) +0.75(40 (CO 2 ) ) H 2 S (equiv.) = 45 % 3 - 8 FI GURA 3-3 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-2 160 0.49 3 - 9 FI GURA 3-4 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-3 WATER CONTENT RATI O CHART FOR SOUR NATURAL GAS 2.08 3 - 10 De la Fig. 3-4 (@ 100 ºF, 45 % H 2 S equiv. y 2,000 psia), Relación cont. agua = 2.08 Calcular W (gas agrio) , W (gas agrio) = 2.08 * 38 =79.04 lb/MMscf Otro método para estimar el contenido de agua en gases dulces o agrios es el de Campbell ( 7 ) . Este método está desarrollado sobre un base teórica y aparentemente es confiable; sin embargo, no muestra datos de prueba. El contenido de agua saturada de una corriente puede también ser determinado usando un programa de computador de simulación de procesos. En este caso se adiciona agua a la corriente de gas hasta que una pequeña fracción en fase líquida aparezca. La precisión de los cálculos por simulación depende de lo bien que la base termodinámica modele el sistema, normalmente se utilizan ecuaciones de estado. Con base en comparaciones recientes de datos experimentales para gas ácido, el contenido de agua que se predice es razonablemente bueno hasta 800 psig, por encima de dicho valor, los modelos de estado en simuladores comerciales sobrepredicen sustancialmente el contenido de agua. El manejo del contenido de agua en gas ácido es un tema muy complejo. Los datos y métodos presentados en el GPSA no deben ser usados para diseño final. Las Figs. 20-4, 20-5, 20-6 y 20-7 se basan en datos experimentales. Una determinación precisa de contenido de agua requiere un estudio cuidadoso tanto teórico como con datos experimentales. En muchos casos datos experimentales adicionales son la mejor forma para verificar valores predichos. Aún las más sofisticadas ecuaciones de estado (EOS) pueden dar resultados de confiabilidad cuestionable. • Medición del Contenido de Agua Existen varios instrumentos a nivel comercial basados en diferentes principios para medir el contenido de agua en el gas; sin embargo, medir contenidos de agua menores de 20 ppmw (partes por millón en peso) o puntos de rocío menores de –40 ºF es muy difícil. H 2 O en gas agrio H 2 O en gas dulce 3 - 11 3.3 Hidratos de Gas Natural El hidrato es un sólido complejo cristalino estable, con apariencia de hielo pero posee una estructura diferente. Se forma en sistemas de gas o de líquidos recuperados del gas natural (NGL), cuando el gas o el líquido está en o por debajo del punto de rocío del agua, normalmente cuando hay presencia de agua líquida sin embargo; no necesariamente tiene que darse esta condición, pues una vez que el gas este saturado, el agua libre puede pasar directamente de vapor a sólido sin formar líquido. La temperatura de formación de hidrato a una presión dada depende de la composición del gas. Tradicionalmente se han reconocido dos estructuras cristalinas para los hidratos que se forman con el gas natural llamadas simplemente Estructura I y II; en las cuales las moléculas de agua forman el enrejado, y los hidrocarburos, el N 2 , CO 2 , y H 2 S ocupan las cavidades. Las moléculas más pequeñas (CH 4 , C 2 H 6 , CO 2 y H 2 S) estabilizan formando un cuerpo cúbico centrado llamado Estructura I, y las moléculas más grandes (C 3 H 8 , i-C 4 H 10 , n-C 4 H 10 ) forman un enrejado tipo diamante llamado Estructura II. Las moléculas más grandes que el n-C 4 H 10 no forman hidratos de Estructuras I y II; sin embargo, estudios recientes indican que algunas isoparafinas y cicloalcanos más grandes que el pentano forman hidratos de Estructura H ( 8 ) . Cuando se forman hidratos éstos tienden a bloquear tuberías, equipos e instrumentos, restringiendo o interrumpiendo el flujo. En tomas de presión de medidores e indicadores, producen falsas lecturas de presión y errores de medición. Una vez que se forman los hidratos su remoción es bastante difícil. • Contenido de Agua en la Región de Hidrato La Fig. 20-3 del GPSA se basa en el supuesto de que la fase de agua condensada es un líquido. Sin embargo, a temperaturas por debajo de la temperatura de hidrato del gas, la fase condensada será un sólido (hidrato). El contenido de agua de un gas en equilibrio con un hidrato, será menor que en equilibrio con un líquido metaestable. Esto se conoce como la zona de advertencia “Warning” en la Fig. 20-3 (zona de líneas punteadas). 3 - 12 La formación de hidratos es un proceso dependiente del tiempo. La rata a la cual se forman los cristales de hidrato depende de varios factores que incluyen, composición del gas, presencia de sitios nucleares de cristales en la fase líquida, grado de agitación, etc. Durante esta transición (período de formación del hidrato), el agua líquida presente se denomina líquido metaestable. Agua metaestable es agua líquida la cual, en equilibrio existirá como un hidrato. En la Fig. 20-13 se muestra el contenido de agua de un gas en equilibrio con el hidrato y se compara con el contenido de agua metaestable. El contenido de agua para gases en la región de hidrato es fuertemente dependiente de la composición, luego la Fig. 20-13 no debe extrapolarse para otras composiciones. Cuando se diseñan sistemas de deshidratación (particularmente con TEG) para cumplir con especificaciones drásticas de bajos puntos de rocío de agua, se requiere determinar el contenido de agua del gas en equilibrio con un hidrato usando una correlación como la que se presenta en la Fig. 20-13. Si se usa una correlación metaestable, se puede sobreestimar el contenido de agua saturada del gas a la especificación de punto de rocío, y como resultado se puede llegar a un diseño que no puede alcanzar la remoción de agua requerida. 3.4 Predicción de Condiciones para la Formación de Hidratos Las condiciones para formación de hidrato pueden también ser calculadas en forma manual o usando un programa de computador para simulación de procesos. Los cálculos manuales pueden hacerse con base en los métodos del GPSA mediante el uso de cartas o siguiendo un procedimiento de cálculo de equilibrio vapor/sólido. En forma similar a como se hizo en los cálculos para contenido de agua en el gas, los cálculos manuales para predecir la formación de hidratos deben ser ajustados para gases agrios. Baille & Wichert desarrollaron una carta para estimar las condiciones de formación de hidratos en gas natural agrio, la cual puede también usarse en gas dulce. Esta carta corresponde a la Fig. 20-27 del GPSA. Con reconocidos programas de computador para simulación de procesos, es posible estimar buenas condiciones para formación de hidratos con desviaciones de alrededor de 2 ºF. Generalmente estos programas se pueden usar en forma confiable para diseño, especialmente cuando el sistema es complicado; como el caso de formación de hidratos sin que se tenga agua libre condensada del gas, donde se requiere un modelo de cálculo termodinámico riguroso. 3 - 13 Con las Figs. 20-15 a 20-17 se pueden hacer aproximaciones a las condiciones de formación de hidratos, pero se producen errores significativos para composiciones diferentes a las usadas para construir dichas cartas, porque las condiciones a las cuales se forman los hidratos se afectan fuertemente por la composición del gas. Los siguientes ejemplos del GPSA sirven para ilustrar su uso. Ejemplo 3-4 Encontrar la presión de formación de hidrato para el siguiente gas a 50 °F. Componente Fracción mol PM lb/lbmol C1 0.784 16.043 12.58 C2 0.060 30.070 1.80 C3 0.036 44.097 1.59 IC4 0.005 58.124 0.29 NC4 0.019 58.124 1.10 N2 0.094 28.013 2.63 CO2 0.002 44.010 0.09 Total 1.000 20.08 PM (mezcla) = 20.08 lb/lbmol γ (mezcla) = PM (mezcla) / PM (aire) = 20.08 / 28.964 = 0.693 De la Fig. 3-5 (@ 50 °F y gravedad específica de 0.7): P = 320 psia Ejemplo 3-5 El gas del ejemplo anterior se expande de 1,500 psia a 500 psia. Cual es la temperatura inicial mínima que permite la expansión sin que se forme hidrato? 3 - 14 FI GURA 3-5 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-4 320 3 - 15 FI GURA 3-6 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-5 500 112 °F 3 - 16 De la Fig. 3-6 para gas de gravedad específica 0.7: La línea de presión inicial 1,500 psia se intercepta con la línea de presión final 500 psia por encima de la curva de temperatura de 110 °F. Luego la temperatura mínima inicial será aproximadamente 112 °F. Ejemplo 3-6 Determinar hasta dónde puede expandirse un gas de gravedad 0.6 a 2,000 psia y 100 °F sin que se forme hidrato. De la Fig. 3-7 para gas de gravedad específica 0.6: Encontrar la intersección de la línea de presión inicial 2,000 psia con la curva de temperatura inicial 100 °F. Leer en el eje de las X la presión final permisible igual a 1,100 psia. Ejemplo 3-7 Determinar hasta dónde puede expandirse un gas de gravedad 0.6 a 2,000 psia y 140 °F sin que se forme hidrato. De la Fig. 3-7 para gas de gravedad específica 0.6: La línea de presión inicial 2,000 psia no intercepta la curva de temperatura inicial 140 °F. Por lo tanto, el gas puede expandirse hasta presión atmosférica sin que se forme hidrato. 3 - 17 FI GURA 3-7 I NFORMACI ÓN EJ EMPLOS 3-6 y 3-7 1100 No se cortan 3 - 18 • Predicción de Formación de Hidratos con Base en la Composición para Gases Dulces Un método más seguro para estimar condiciones de formación de hidrato es el de Katz ( 9, 10 ) , en el cual se ejecutan cálculos tipo “punto de rocío” usando constantes de equilibrio vapor sólido K vs , las cuales se muestran en las Figs. 20-19 a 20-25 del GPSA. El equilibrio vapor sólido está definido por la ecuación: K vs = y / x s Ec. 3-2 Para propósitos de cálculo, el valor de K vs es infinito para las moléculas mas grandes que nC 4 , también para contenido de nC 4 en una mezcla menor de 1 % y mayor de 6 % mol, y para nitrógeno. Si el nC 4 está en proporción de 1 a 6 % mol, el valor de nC 4 se lee en la carta de la Fig. 20-23. El procedimiento es iterativo y la convergencia se alcanza cuando se satisface la siguiente función objetivo: 0 . 1 ) K / y ( n i 1 i vs i = ∑ = = Ec. 3-3 Ejemplo 3-8 Calcular la presión de formación de hidrato a 50 °F para el siguiente gas. Componente Fracción mol en gas a 300 psia K vs y/K vs a 400 psia K vs y/K vs Metano 0.784 2.040 0.384 1.750 0.448 Etano 0.060 0.790 0.076 0.500 0.120 Propano 0.036 0.113 0.319 0.072 0.500 Isobutano 0.005 0.046 0.109 0.027 0.185 n-Butano 0.019 0.210 0.090 0.210 0.090 Nitrógeno 0.094 * 0.000 * 0.000 CO 2 0.002 3.0 0.001 1.900 0.001 Total 1.000 0.979 1.344 * Valor infinito FI GURA 3-8 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-8 2.04 1.75 3 - 1 9 3 - 20 FI GURA 3-9 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-8 0.79 0.50 3 - 21 FI GURA 3-10 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-8 0.072 0.113 3 - 22 FI GURA 3-11 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-8 0.046 0.027 TEMPERATURE , °F Kv-s 3 - 23 FI GURA 3-12 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-8 0.21 3 - 24 FI GURA 3-13 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-8 1.90 3 - 25 En las Figs. 3-8 a 3-13 se muestran los datos de K vs (@ 50 ºF - 300 y 400 psia). Se interpola linealmente, 0.979 -------- 300 (1.344 – 0.979) =0.365 1.000 -------- X (1.000 – 0.979) =0.021 1.344 -------- 400 (400 - 300) =100 0.365 -------- 100 0.021 -------- X – 300 X =300 +(0.021 * 100) / 0.365 =305.7 psia. - El valor experimental a 50 °F fue 325 psia. - El valor calculado con el simulador de procesos Hysys es 336 psia. Ejemplo 3-9 El siguiente gas, C 1 =0.9267, C 2 =0.0529, C 3 =0.0138, iC 4 =0.0018, nC 4 =0.0034 y nC 5 =0.0014, está a 3,500 psia y 150 °F. Cuales serán las condiciones de hidrato cuando dicho gas se expande? Paso 1: Hacer cálculos flash adiabáticos a diferentes presiones finales y graficar presión vs. temperatura final. (Ver Fig. 3-14) Presión Inicial psia Temperatura Inicial °F Presión Final psia Temperatura Final °F 3,500 150 300 38 3,500 150 400 45 3,500 150 500 52 3,500 150 600 58 3,500 150 700 64 3 - 26 FI GURA 3-14 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-8 FI GURA 3-14 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-8 FI G. 20-26 Solution Sketch for Example 20-8 500 3 - 27 Paso 2: Estimar presión de formación de hidrato para varias temperaturas (40 , 50 y 60 °F) usando los datos de equilibrio K vs . A continuación se muestra el cálculo para T =40 °F. Graficar presión de hidrato vs. temperatura en Fig. 3-14. Componente Fracción mol en gas a 200 psia K vs y/K vs a 300 psia K vs y/K vs C 1 0.9267 2.2500 0.4119 1.7500 0.5295 C 2 0.0529 0.5000 0.1058 0.2050 0.2580 C 3 0.0138 0.0550 0.2509 0.0300 0.4600 iC 4 0.0018 0.0225 0.0800 0.0105 0.1714 nC 4 0.0034 * 0.0000 * 0.0000 nC 5 0.0014 * 0.0000 * 0.0000 Total 1.0000 0.8486 1.4189 * Valor infinito Se interpola linealmente, 0.8486 ------ 200 (1.4189–0.8486) =0.5703 1.0000 ------ X (1.0000–0.8486) =0.1514 1.4189 ------ 300 (300 - 200) =100 0.5703 ------ 100 0.1514 ------ X - 200 X =200 +(0.1514 * 100)/0.5703 =226.6 psia Paso 3: La intersección de las dos curvas en la Fig. 3-14 será el punto al cual se empiezan a formar hidratos. El valor aquí calculado es 500 psia y 52 °F. En la Fig. 3-15 se muestra el mismo cálculo pero hecho con el simulador de procesos Hysys y el valor calculado es 675 psia y 56 °F. FI GURA 3-15 Solución por Simulador de Procesos Hysys Ejemplo 20-8 GPSA 0 100 200 300 400 500 600 700 800 900 1000 0 10 20 30 40 50 60 70 Temperatura , °F P r e s i ó n , p s i a Predicción Hidrato Predicción Flash Adiabático 675 56 Predicción Flash Adiabático Presión, psia 300 400 500 600 700 Temperatura, °F 28 36 44 51 57 Predicción Hidrato Presión, psia 235 326 456 647 947 Temperatura, °F 40 45 50 55 60 3 - 2 8 3 - 29 • Predicción de Formación de Hidratos para Gases con Alto Contenido de CO 2 /H 2 S El método de Katz no debe usarse para gases con contenidos significativos de CO 2 y H 2 S. En este caso, puede utilizarse el método de Baille & Wichert con el cual se predice temperatura de formación de hidrato ajustando las condiciones de hidrato en el propano por la presencia de H 2 S, como se muestra en la Fig. 20-27 del GPSA y se ilustra con el siguiente ejemplo. Ejemplo 3-10 Estimar la temperatura de formación de hidrato a 610 psia para un gas con la siguiente composición. Componente Mol % N 2 0.30 CO 2 6.66 H 2 S 4.18 C 1 84.25 C 2 3.15 C 3 0.67 iC 4 0.20 nC 4 0.19 C 5 + 0.40 PM =19.75 lb/lbmol Gravedad específica, γ =0.682 Solución (Ver Fig. 3-16): 1. Con 610 psia interceptar curva de H 2 S a 4.18 % mol. 2. Ir verticalmente hacia abajo hasta interceptar con línea horizontal de γ = 0.682. FI GURA 3-16 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-10 63.5 610 0.682 4.18 0.67 -2.7 0.610 4.18 3 - 30 3 - 31 3. Seguir en forma paralela la línea diagonal en el fondo de la gráfica e interceptar el eje de la X en T =63.5 °F. 4. Aplicar ajuste del C 3 entrando por la parte superior izquierda de la gráfica, con H 2 S =4.18 % mol interceptar con la línea de concentración de C 3 =0.67 % mol. Ir verticalmente hacia abajo hasta encontrar la presión del sistema (0.610 x 10 -3 psia) y leer la corrección en la escala de la izquierda (-2.7 °F). 5. T de formación de hidrato (@ 610 psia) = 63.5 – 2.7 = 60.8 °F. Nota: el ajuste de temperatura por corrección de C 3 es negativo al lado izquierdo y positivo al lado derecho de la gráfica. 3.5 I nhibición de Hidratos La formación de hidratos puede prevenirse deshidratando tanto el gas como el líquido, para eliminar la formación de agua condensada en fase líquida o sólida. Sin embargo, en algunos casos este proceso puede no ser práctico o económico. En estos casos, la inhibición puede ser un método efectivo para prevenir la formación de hidratos. En la inhibición se inyecta un glicol o metanol a una corriente de proceso, donde se combina con la fase condensada acuosa para bajar la temperatura de formación de hidrato a una presión dada. Tanto el glicol como el metanol pueden ser recuperados con la fase acuosa para ser regenerados y reinyectados. Para procesos de inyección continua hasta – 40 °F, normalmente los glicoles ofrecen una ventaja económica comparados con la recuperación de metanol por destilación. Sin embargo, a temperaturas criogénicas por debajo de – 40 °F, el metanol se favorece por su baja viscosidad lo que facilita su separación del hidrocarburo por gravedad y porque la viscosidad del glicol se vuelve excesiva dificultando la separación efectiva. Es de anotar que normalmente el metanol se inyecta puro. Los glicoles usados para inhibir hidratos son el etilen (EG), dietilen (DEG) y trietilen (TEG) glicol, siendo el más popular el etilen glicol por su bajo costo, baja viscosidad y baja solubilidad en hidrocarburos líquidos. En las Figs. 20-30 a 20-41 del GPSA se dan las propiedades físicas para los glicoles más comunes y para mezclas glicol agua. En la Fig. 20-42 se suministra información para glicoles puros y metanol. 3 - 32 Para que la inhibición sea efectiva, el inhibidor debe estar presente en el punto exacto en el cual el gas húmedo es enfriado a su temperatura de hidrato. Por ejemplo, en plantas de refrigeración (Ver Fig. 4-2 en capítulo siguiente), glicol se inyecta en forma de rocío a la entrada del lado de los tubos del intercambiador gas – gas, y cuando el agua condensa, el inhibidor está presente para mezclarse con ella y prevenir la formación de hidratos. La inyección debe ser de forma tal que permita una buena distribución a través de cada tubo o placas, en intercambiadores de calor operando por debajo de la temperatura de hidrato del gas. La mezcla inhibidor y agua condensada se separa del gas y del hidrocarburo líquido en un separador trifásico como se muestra en la Fig. 4-2; en el cual, la temperatura de separación es esencialmente igual al punto de rocío del agua en la corriente de gas. Soluciones glicol - agua e hidrocarburos líquidos, pueden formar una emulsión cuando se agitan o cuando se expanden de alta a baja presión como en una válvula de expansión J T. Para conseguir una completa recuperación del glicol diluido para posterior regeneración y reinyección, debe hacerse un diseño cuidadoso del separador. El regenerador en un sistema de inyección de glicol debe operarse para producir una solución de glicol regenerado, cuyo punto de congelación esté por debajo de la mínima temperatura encontrada en el sistema. Una concentración típica está entre 75 y 80% en peso. En la Fig. 20-44 se muestra el punto de congelación para soluciones glicol agua a varias concentraciones. La concentración mínima de inhibidor en la fase de agua libre se puede estimar con la ecuación de Hammerschmidt: d = ) X 1 ( PM X 2335 I I I − Ec. 3-4 La Ec. 3-4 no debe usarse para concentraciones por encima de 20 – 25 % peso para metanol y 60 – 70 % peso para glicoles. Para concentraciones de metanol hasta 50 % peso la ecuación de Nielsen-Bucklin ofrece mejor precisión: d =-129.6 ln(X H 2 O ) Ec. 3-5 El término “X H 2 O ” es en fracción mol, no en peso; por lo tanto con la Fig. 20-45 se hace la conversión de porcentaje en peso de metanol a fracción mol de agua. 3 - 33 Para concentraciones finales de EG mayores de 50 % peso y de metanol superiores a 75 % peso, se utiliza el método de Maddox et al., que aunque es iterativo converge rápidamente y se detalla a continuación: Ln(X H 2 O * ϑ H 2 O ) =-2063(1/T – 1/To) Ec. 3-6 donde, ϑ H 2 O = exp(C 1 X i 2 +C 2 X i 3 ) Ec. 3-7 para etilen glicol: C 1 =-83.712 +0.11843T +11119.64/T C 2 =478.42 – 16.65T 1/2 – 49132.20/T Para metanol; C 1 =-62.898 +2142.93/T 1/2 – 17738.77/T C 2 =119.69 – 4084.47/T 1/2 +33883.03/T El procedimiento es como sigue: 1. Determinar To usando un método para calcular temperatura de hidrato sin inhibidor. 2. Calcular ϑ H 2 O a To con Ec. 3-7 para un X i asumido (X H 2 O =1 – X i ). 3. Resolver la Ec. 3-6 para encontrar T. 4. Calcular ϑ H 2 O a T con Ec. 3-7. 5. Repetir desde el paso 3 hasta que los valores de T converjan con una diferencia no mayor de 1 °R. Si T es el valor deseado, el X i asumido está bien, de lo contrario asumir un nuevo X i y repetir los cálculos desde el paso 2. Después de calcular la concentración final de inhibidor por alguno de los métodos anteriores, se hace un balance de materia para determinar la rata de flujo de inhibidor requerido en la fase de agua. m I = R L O 2 H R X X m * X − Ec. 3-8 3 - 34 La cantidad de inhibidor a ser inyectada debe considerar no solo la requerida para evitar congelamiento, sino la necesaria para estar en la fase de vapor en equilibrio y la que se disuelve en el hidrocarburo líquido. La presión de vapor del metanol es lo suficientemente alta para que cantidades significativas se vaporicen. Las pérdidas de metanol por evaporación se pueden estimar de la Fig. 20-51, la cual está extrapolada para valores de presión por encima de 700 psia. Con dicha figura se puede subestimar las pérdidas de metanol en la fase de vapor para altas presiones. Para el glicol las pérdidas por evaporación son muy pequeñas y generalmente se ignoran en los cálculos. Las pérdidas de inhibidor en la fase de hidrocarburo líquido son mas difíciles de predecir. La solubilidad depende fuertemente de las composiciones tanto de la fase de agua como de la fase de hidrocarburo. La Fig. 20-52 presenta datos experimentales de solubilidad del metanol en hidrocarburos líquidos parafínicos como función de la temperatura y la concentración de metanol. La solubilidad del metanol en hidrocarburos nafténicos es un poco menor que en parafínicos, pero la solubilidad en hidrocarburos aromáticos puede ser cuatro a seis veces mas alta que en parafínicos. La solubilidad del EG en la fase líquida de hidrocarburo es extremadamente pequeña. Para propósitos de diseño se usa un valor de solubilidad de 0.3 lb por 1000 gal. (U.S.) de líquidos del gas natural (NGL). Sin embargo, arrastres o cualquier otra pérdida mecánica, pueden ocasionar pérdidas totales significativamente mayores. La concentración final y la rata de flujo de inhibidor requerida, se pueden también calcular con un programa de simulación de procesos. Se realizan cálculos de temperatura de hidrato, adicionando inhibidor hasta que la temperatura de hidrato para la corriente de gas se depresione por debajo de la temperatura de operación del sistema. La concentración requerida de inhibidor pobre se fija típicamente entre 60 y 80% peso para el EG y 100% peso para el metanol. Si la temperatura de hidrato no decrece cuando una cantidad grande de inhibidor se adiciona, se debe comparar contra el método de Maddox et al. Si los resultados son consistentes, el paso a seguir es incrementar la concentración del EG. Sin embargo, es necesario ser muy cuidadoso porque se incrementará la viscosidad. A continuación se presenta un ejemplo calculado tanto a mano como con el simulador de procesos Hysys. 3 - 35 Ejemplo 3-11 En una plataforma costa afuera se producen 100 MMscfd de gas natural a 100 °F y 1,200 psia. El gas llega a la costa a 40 ºF y 900 psia. La temperatura de hidrato del gas es 70 ºF. La producción de condensado asociado es 127 lbmol/h. Calcular la cantidad de inhibidor requerido (metanol y 80 % peso EG), para prevenir la formación de hidrato en la tubería. Paso 1, Calcular la cantidad de agua condensada por día de Fig. 3-1: W (@ 100 ºF , 1200 psia) = 53.0 lb/MMscf W (@ 40 ºF , 900 psia) = 9.5 lb/MMscf Agua condensada = 100 MMscfd ( 53.0 – 9.5 ) lb/MMscfd = 4,350 lb/d Cálculos para metanol - PM =32 Paso 2, Calcular la concentración de metanol (fracción en peso), con las Ecs. 3-4 y 3-5. Depresión punto de congelación, d = 70 – 40 = 30 °F De Ec. 3-4, X I =       + =       + 30 * 32 2335 1 / 1 d * PM 2335 1 / 1 X I =0.291 fracción peso (>20 – 25 % peso) De Ec. 3-5, X H 2 O =exp(d/-129.6) =exp(30/-129.6) X H 2 O =0.793 fracción mol De Fig. 3-17 (@ X H 2 O =0.793), X I =0.315 fracción peso (<50 % peso), se usa este valor. (Valor calculado con Hysys, X I =0.312 fracción peso) Paso 3, Calcular flujo másico de metanol en fase agua (MeOH =100 % peso). 3 - 36 De Ec. 3-8, m I = R L O 2 H R X X m * X − = 315 . 0 1 350 , 4 * 315 . 0 − = 2,000 lb/d (Valor calculado con Hysys, m I =2,148 lb/d) Paso 4, Calcular pérdidas por evaporación con Fig. 3-18. Pérdidas a @ 40 ºF y 900 psia, Pérdidas evap. =1.05 MeOH peso % MMscf / lb Pérdidas evaporación = ( )( ) MeOH peso % 5 . 31 MMscfd 100 MeOH peso % MMscf / lb 05 . 1 Pérdidas evap. diarias = 3,308 lb/d (Valor calculado con Hysys, Pérdidas evaporación =2,952 lb/d) Paso 5, Calcular pérdidas en fase hidrocarburo líquido con Fig. 3-19. Pérdidas a @ 40 ºF y 31.5 % peso MeOH, Pérdidas en HC líq. =0.16 % mol MeOH Pérdidas diarias en HC líq. =(0.0016) * (127) lbmol/h*24 h/d = 4.9 lbmol/d Pérdidas diarias en HC líq. = 4.9 lbmol/d * 32 lb/lbmol =157 lb/d (Valor calculado con Hysys, Pérdidas en HC líq. =758 lb/d) Paso 6, Flujo másico total de Metanol =2,000 +3,308 +157 = 5,465 lb/d (Valor calculado con Hysys, Flujo másico total de Metanol =5,856 lb/d) Cálculos para EG - PM =62 Paso 7, Calcular la concentración de EG (fracción en peso), con la Ecs. 3-4. Con d =30 ºF y PM =62, X I =       + =       + 30 * 62 2335 1 / 1 d * PM 2335 1 / 1 X I =0.443 fracción peso de EG (Valor calculado con Hysys, X I =0.468 fracción peso) Paso 8, Calcular flujo másico de EG en fase agua (EG =80 % peso). 3 - 37 FI GURA 3-17 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-11 0.315 0.793 3 - 38 FI GURA 3-18 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-11 1.05 900 FI GURA 3-19 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-11 0.16 31.5 wt % 3 - 3 9 3 - 40 De Ec. 3-8, m I = R L O 2 H R X X m * X − = 443 . 0 8 . 0 350 , 4 * 443 . 0 − = 5,398 lb/d (Valor calculado con Hysys, m I =5,237 lb/d) Para el Etilen glicol las pérdidas por vaporización y en la fase líquida de hidrocarburo son despreciables. (Con Hysys también son despreciables). 3.6 Proceso de Deshidratación con Glicol Cuando la inhibición de hidratos no es factible o práctica, se usa el proceso de deshidratación que puede ser con un desecante líquido o sólido; aunque usualmente es más económico el proceso con líquido, cuando se cumple con las especificaciones de deshidratación requeridas. El glicol mas comúnmente usado para deshidratación del gas natural es el trietilen glicol (TEG) con el cual se pueden alcanzar contenidos de agua de 4 lb/MMscf que no son posibles con otros glicoles. Los otros glicoles que pueden usarse son el dietilen glicol (DEG) con el cual se puede llegar a un contenido de agua de 7 lb/MMscf y el tetraetilen glicol (TREG). Siguiendo el flujo de proceso del esquema de la unidad de deshidratación con glicol que se muestra en la Fig. 3-20, puede observarse que el gas húmedo que llega a la unidad pasa por un separador que comúnmente está integrado al fondo de la torre contactora o absorbedora, y entra por el plato de fondo. El glicol regenerado se bombea al plato de cima de la torre absorbedora y a medida que fluye hacia abajo, va absorbiendo agua del gas que fluye en contracorriente desde el plato de fondo. Por el fondo de la absorbedora sale una mezcla agua - glicol rico que pasa por el serpentín condensador de reflujo y va al tanque “flash”, en el cual se separa la mayor parte del gas disuelto. La mezcla acuosa de glicol pasa por el intercambiador de calor glicol rico – glicol pobre y va a la torre regeneradora en la cual, el agua absorbida se destila del glicol por aplicación de calor, a presión muy cercana a la atmosférica. El glicol pobre regenerado fluye a través del intercambiador de calor glicol rico – glicol pobre y se recicla con bomba a la torre absorbedora, mediante enfriamiento previo. 3 - 41 FI GURA 3-20 DI AGRAMA DE FLUJ O DE PROCESO UNI DAD DE DESHI DRATACI ÓN CON GLI COL 3 - 42 A continuación se hace una breve descripción de los equipos involucrados en este proceso de deshidratación: Separador de entrada Una buena práctica es instalar un separador para el gas de entrada, aun si la unidad de deshidratación está cerca al separador de producción. Se busca poder separar cantidades grandes de agua fresca o salada, hidrocarburos, químicos de tratamientos o inhibidores de corrosión, a fin de evitar su paso a la absorbedora o contactora, pues aun pequeñas cantidades de estos materiales, causan pérdidas excesivas de glicol debido a la formación de espuma, reducen la eficiencia e incrementan el mantenimiento. Absorbedora Es una vasija que puede ser de platos de burbujeo, de válvulas o con empaque. Tambor Flash En este tambor la mayor parte del gas natural disuelto se separa de la solución de glicol rico y se envía a gas combustible. La presión de operación debe ser lo suficientemente baja para promover la separación del gas, pero a la vez lo suficientemente alta para que pueda entrar al sistema de gas combustible. Regeneradora o Despojadora de Agua La despojadora contiene una sección de serpentín en la cima de la columna, a través de la cual fluye glicol rico para enfriar los vapores que suben de la parte inferior. Esto genera un reflujo que minimiza las pérdidas de glicol en el vapor de agua despojada. Por debajo de la boquilla y distribuidor de entrada del glicol rico, se encuentra una sección empacada usualmente con sillas de cerámica. 3 - 43 Rehervidor El Rehervidor tiene que ser diseñado para suministrar el calor adecuado para elevar la temperatura del glicol rico al nivel requerido para su regeneración. La temperatura del TEG no debe ser superior a 400 ºF para evitar su descomposición. Bomba de Glicol Esta bomba circula el glicol a través de los equipos. Puede ser manejada por motor eléctrico o con gas a alta presión. Si se bombea glicol en exceso, no se alcanza la temperatura requerida de regeneración en el rehervidor. Pérdidas de Glicol Un nivel aceptable de pérdidas está en el orden de 0.1 gal/MMscf de gas tratado, lo cual es equivalente a menos de 1 lb de glicol por MMscf. Las pérdidas ocurren en la cima de la contactora influenciadas por la temperatura y presión de operación, en la torre regeneradora y por fugas en la bomba, filtros, tuberías y durante limpieza de filtros. Aspectos Ambientales En el proceso de regeneración del glicol rico a glicol pobre, el agua que ha sido absorbida en la contactora se libera en la regeneradora y se ventea a la atmósfera. Desafortunadamente, el glicol no solamente absorbe agua en la contactora sino hidrocarburos y gas ácido. Los hidrocarburos parafínicos normalmente no se absorben pero los aromáticos si. En la página 20-32 del GPSA puede observarse que cantidades substanciales de ciertos aromáticos pueden ser absorbidos para ser luego liberados a la atmósfera, a menos que dichos vapores sean capturados de alguna manera, mediante procesos que son generalmente costosos. La evaluación del sistema de TEG involucra establecer su concentración mínima para alcanzar la especificación de punto de rocío por agua. La Fig. 20-54 del GPSA muestra el punto de rocío por agua de una corriente de gas natural en equilibrio con una solución de TEG a varias concentraciones y temperaturas. Esta figura puede usarse para estimar la concentración requerida de TEG para una aplicación particular, o la depresión teórica del punto de rocío para una temperatura dada y 3 - 44 determinada concentración de TEG. Valores de punto de rocío reales de salida dependen de la rata de circulación de TEG y del número de etapas de equilibrio. Los datos de la Fig. 20-54 son relativamente insensibles a la presión y dicha figura puede usarse hasta 1,500 psia con pequeño error. Una vez se determina la concentración de TEG, debe determinarse la rata de circulación y el número de platos o altura de empaque. En las Figs. 20-55 a 20-59 se presenta la relación de remoción de agua a rata de circulación de TEG, para varias concentraciones y número de etapas teóricas de equilibrio. • Guías de Diseño y Operación para I nhibición de Hidratos y Deshidratación con Glicol 1. Como criterio de diseño el flujo real de inhibidor debe ser aproximadamente el doble del flujo calculado en forma teórica. 2. Cuando se utiliza el glicol para prevenir formación de hidratos, la regeneración se hace hasta 60-80 % peso. 3. Cuando se utiliza glicol en el proceso de deshidratación, la regeneración se hace a la mayor pureza posible 99 .5 % peso o más. 4. Si en una instalación existen los procesos de inhibición de hidratos y deshidratación con glicol, se requieren dos sistemas independientes para su regeneración. 5. Como en la operación real no se da la condición de equilibrio sino una condición dinámica, para diseño se usan aproximaciones como por ejemplo, si el objetivo es una depresión hasta 0 ºF, se trabaja con –10 / –20 ºF o sea una aproximación de 10 / 20 ºF. Si los cálculos dan que se requiere una pureza de glicol de 99 %, se trabaja con 99.5 %. Absorbedora 6. El enfriamiento del glicol pobre que se recicla a la cima de la absorbedora se debe hacer hasta alrededor de 5 - 10 ºF por encima de la temperatura de entrada del gas húmedo en el fondo, a fin de evitar condensación de hidrocarburos del gas que causen formación de espuma. 3 - 45 7. Diseños económicos utilizan ratas de circulación de 2 – 5 gal TEG/lb H 2 O absorbida. 8. El número de platos teóricos típico está entre 1 – 3, los platos reales entre 4 – 12. La conversión de etapas de equilibrio a platos reales puede hacerse asumiendo una eficiencia global de plato entre 25% para platos de burbujeo y 33% para platos de válvulas. Para empaque, la relación de altura equivalente de empaque a plato teórico (HETP) varía con la rata de circulación de TEG, el flujo y la densidad del gas; pero un valor de 36 - 60 pulgadas es normalmente adecuado. 9. La temperatura de entrada del gas húmedo debe estar entre 60 – 120 ºF. Cuando la temperatura de la absorbedora está por debajo de 60 ºF, el incremento en la viscosidad del TEG puede reducir la eficiencia en la transferencia de masa. Alta presión favorece la absorción, un rango común es 500 – 1000 psig. 10. El espaciamiento típico entre platos en la absorbedora es 24 pulgadas. Sin embargo, la altura total de la torre estará de acuerdo con el número de platos o la altura de empaque requerida, más 6 – 10 ft adicionales para permitir el retiro de vapor al líquido por encima del plato de cima, distribución del gas de entrada por debajo del plato de fondo, y espacio para colectar glicol rico en el fondo. 11. Tradicionalmente se han usado platos de burbujeo en absorbedoras de glicol, porque permiten bajas ratas de líquido vs. flujo de gas; sin embargo, el empaque estructurado está siendo muy aceptado, porque permite reducciones significativas en diámetro, y alguna reducción en altura. 12. El diámetro de la absorbedora se fija con la velocidad del gas v o G, en forma similar a como se hace para separadores. Valores recomendados para los factores K y C se dan en la Tabla 3-1. v = g g L K ρ ρ − ρ , ft/s o G = ) g g L ( C ρ − ρ ρ , lb/(h-ft 2 ) Para platos, D = Pv QzT 4 . 59 , in. Ec. 3-9 Para empaque estructurado, D sp = ( ) burbuja plato do estructura empaque burbuja plato D * C C Ec. 3-10 3 - 46 13. Los vendedores de empaque estructurado utilizan una variable F s para dimensionar absorbedoras de glicol, definida como: F s = v v ρ Ec. 3-11 Valores de F s =2.5 – 3.0 generalmente suministran un buen estimativo del diámetro de la absorbedora con empaque estructurado. TABLA 3-1 FACTORES K – C PARA VELOCI DAD DE VAPOR K factor ft/s C factor ft/h Platos de burbujeo , espaciamiento 20” 24” 30” 0.14 0.16 0.17 504 576 612 Empaque Estructurado Al azar 1 inch Pall rings 2 inch Pall rings 0.3 a 0.4 * 0.13 - 0.18 0.19 - 0.26 1080 a 1440 * 468 - 648 684 - 936 * Depende de la densidad del empaque y el vendedor. Tambor Flash 14. Para desgasificación se requiere un tiempo de retención mínimo de 3 – 5 minutos. Si se va a remover hidrocarburo líquido, se requiere un tiempo de retención de 20 – 30 minutos. 15. Presión de operación =60 psig. 16. Temperatura de operación =140 – 160 ºF si a continuación se encuentra el intercambiador glicol rico – glicol pobre. 3 - 47 I ntercambiador glicol rico – glicol pobre 17. Temperatura de alimento a la despojadora de agua ≈ 300 ºF 18. Temperatura del glicol pobre frío ≈ 150 ºF 19. Aproximación “approach” lado caliente ≈ 40 ºF Despojadora de agua 20. Presión ≈ atmosférica 21. Temperatura de fondos: TEG <400 ºF (preferible 380 ºF) DEG <340 ºF (preferible 320 ºF) 22. Temperatura de cima para minimizar pérdidas de glicol =210 ºF 23. Reflujo para minimizar pérdidas ≈ 30 % del efluente de la absorbedora. 24. Cantidad de calor “Duty” en condensador para minimizar pérdidas ≈ 25 % del calor de vaporización del agua absorbida. 25. Número de platos teóricos 3 – 4 (Rehervidor, 1 – 2 platos teóricos y Condensador) 26. La cantidad de calor “Duty” del rehervidor está en el orden de 1,500 Btu/gal de glicol recirculado. Enfriador de glicol pobre 27. Temperatura del glicol pobre a la absorbedora =Temperatura de entrada del gas húmedo +5 a 10 ºF. A continuación con el Ejemplo 12, se explican los cálculos paso a paso para el dimensionamiento de una torre absorbedora de trietilen glicol con platos de burbujeo y con empaque estructurado. 3 - 48 Ejemplo 3-12 Un flujo de gas natural húmedo de 51.4 MMscfd con gravedad específica γ =0.6564 y z =0.8629 entra a una contactora con TEG a 950 psia y 100 ºF. La especificación de humedad para el gas de salida es 7 lb de H 2 O/MMscf. El número de platos reales de la contactora es 8. Calcular el diámetro y la altura para platos de burbujeo y empaque estructurado. Usar una temperatura de aproximación de 10 ºF para el punto de rocío. Para la torre despojadora de agua o regeneradora, calcular la cantidad de calor “duty” del rehervidor, si la carga a la despojadora entra a 280 ºF y la temperatura del rehervidor es 370 ºF. 1. Determinar el contenido de agua en el gas de entrada a P y T: En Fig. 3-1 (@ 100 ºF , 950 psia), W in =64 lb H 2 O/MMscf 2. Determinar el contenido de agua a ser removida: ∆H 2 O = W in – W out = 64 – 7 = 57 lb H 2 O/MMscf 3. Determinar el punto de rocío por agua del gas deshidratado: En Fig. 3-1 (@ 7 lb H 2 O/MMscf, 950 psia), Punto de rocío =31 ºF 4. Descontar la temperatura de aproximación al punto de rocío por agua: T punto de rocío con aproximación = 31 – 10 = 21 ºF 5. Determinar la concentración de TEG para la temperatura de equilibrio del punto de rocío con aproximación: En Fig. 3-21 (@ Pto. Rocío del equilibrio =21 ºF y T contactora =100 ºF), Concentración de TEG = 98.5 % peso 6. Determinar (W in – W out ) / W in : (W in – W out ) / W in = (64 – 7) / 64 = 0.89 3 - 49 FI GURA 3-21 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-12 21 3 - 50 7. Determinar el número de platos teóricos: Para platos de burbujeo se toma una eficiencia de 25 %, N =N R * 0.25 = 8 * 0.25 = 2 8. Determinar rata de circulación de TEG en gal de TEG / lb H 2 O: En Fig. 3-22 (@ (W in – W out ) / W in = 0.89 y Concentración de TEG = 98.5 % peso), Rata de circulación de TEG = 2.54 gal TEG / lb H 2 O 9. Determinar la rata mínima de circulación de TEG: GPM = h / min 60 * d / h 24 O lbH / gal ) TEG ( * MMscf / lb ) O H ( * d / MMscf ) Q ( 2 2 ∆ GPM = h / min 60 * d / h 24 O lbH / gal ) 54 . 2 ( * MMscf / lb ) 57 ( * d / MMscf ) 4 . 51 ( 2 = 5.17 gpm 10. Determinar la densidad del TEG: En Fig. 3-23 (@ T contactora =100 ºF y Concentración de TEG = 98.5 % peso), Densidad relativa de TEG = 1.109 ρ TEG = 1.109 * 62.4 lb/ft 3 = 69.2 lb/ft 3 11. Determinar la densidad del gas: ρ gas = (2.7Pγ gas ) / (zT) = (2.7*950*0.6564) / (0.8629*560) = 3.48 lb/ft 3 12. Determinar la velocidad permisible del gas: De la Tabla 3-1 (@ Espaciamiento platos de burbujeo 24”), K = 0.16 ft/s Velocidad permisible del gas, v = g g L K ρ ρ − ρ = 0.16 48 . 3 48 . 3 2 . 69 − v = 0.695 ft/s 13. Determinar diámetro de la contactora y altura de platos y empaque: Para platos de burbujeo, 3 - 51 FI GURA 3-22 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-12 0.89 2.54 3 - 52 FI GURA 3-23 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-12 1.109 9.38 3 - 53 Con Ec. 3-9, D = 695 . 0 * 950 560 * 8629 . 0 * 4 . 51 * 4 . 59 =47.27 in. ≈ 48 in. =4.0 ft Altura para platos =N R * espaciamiento = 8 * 24 in / (12 in./ft) =16.0 ft Para empaque estructurado, De la Tabla 3-1 (@ Espaciamiento platos de burbujeo 24”), C = 576 ft/h De la Tabla 3-1 (@ Empaque estructurado), C = 1200 ft/h Con Ec. 3-10, D = ( ) 0 . 4 * 1200 576 = 2.77 ft ≈ 3.0 ft Altura de empaque = N * 60 in./plato teórico = 2 * 60 =120 in. =10 ft 14. Determinar la cantidad de calor “duty” del rehervidor, a. Calor sensible para elevar la temperatura del glicol desde la T de entrada hasta la T del rehervidor: Se toma como base 1 gal de TEG, De la Fig. 3-23 (@ 60 ºF y Concentración de TEG = 98.5 % peso), m = 9.38 lb/gal Se determina C p a T promedio =(370 +280) / 2 = 325 ºF De la Fig. 3-24 (@ 325 ºF y Concentración de TEG = 98.5 % peso), C p = 0.655 Btu/lb ºF Q s = mC p ∆T = 9.38 *0.655*(370 – 280) = 553 Btu/gal de TEG b. Calor de vaporización del agua absorbida: De la Fig. 23-2 del GPSA se lee el calor de vaporización del agua a presión atmosférica, ∆H v = 970 Btu/lb de H 2 O Q v =                 TEG gal 54 . 2 O H lb O H lb Btu 970 2 2 = 382 Btu/gal de TEG c. Calor de reflujo o “duty” del condensador: Q r = 0.25(Q v ) = 0.25(382) = 95.5 Btu/gal de TEG 3 - 54 FI GURA 3-24 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-12 325 98.5 % 0.655 3 - 55 d. Cantidad de calor “duty” del rehervidor incluyendo 10 % de pérdidas: Q rb = (Q s +Q v +Q r ) * 1.1 = (553 +382 +95.5)*1.1 Q rb =1,133.6 Btu/gal de TEG El nivel de deshidratación del gas depende de la composición del glicol pobre alcanzada en la regeneradora. Como la temperatura en el rehervidor no puede ser superior a 400 ºF para evitar degradación del TEG, su pureza está limitada a 98.4 – 98.8 % peso. Si se requiere una pureza mayor para secar el gas, debe hacerse mejoras al proceso de regeneración tales como gas de despojo, adición de un hidrocarburo líquido volátil (DRIZO) o el proceso COLDFINGER. Estos procesos mejorados se describen en el GPSA (pg. 20-34) y pueden verse en la Fig. 3-25. Para dietilen glicol (DEG) la temperatura del rehervidor está limitada a 320 ºF, lo cual a su vez limita la pureza a 96 – 97 % peso. 3.7 Deshidratación con Desecante Sólido El uso de adsorbentes sólidos es una práctica común, para lo cual se requiere que el gas húmedo saturado se ponga en contacto con una substancia sólida que tiene gran afinidad por el agua, como la sílica gel, la alúmina y los tamices moleculares. Eventualmente cada uno de estos materiales alcanza su capacidad de adsorción y tiene que ser regenerado. Este proceso requiere dos o más torres adsorbedoras operando en un ciclo en paralelo, como puede verse en la Fig. 3-26 que es un sistema de dos torres. Una está en operación de adsorción de agua del gas, mientras que la otra está en regeneración y enfriamiento. Típicamente un ciclo de adsorción está entre 8 y 10 horas, el de regeneración 5 horas y el de enfriamiento entre 3 y 5 horas. Generalmente las unidades con desecante sólido son más costosas que las unidades con glicol. Por lo tanto, su uso está limitado a aplicaciones de gases con alto contenido de H 2 S, requerimientos de muy bajos valores de punto de rocío como en procesos criogénicos (valores requeridos de puntos de rocío de –70 ºF a – 150 ºF y más bajos), y casos especiales como gases que contienen oxígeno. 3 - 5 6 FI GURA 3-25 DI AGRAMAS DE FLUJ O DE PROCESO DE SI STEMAS MEJ ORADOS DE REGENERACI ÓN DE TEG FI GURA 3-26 SI STEMA DE TORRES GEMELAS – PROCESO DE DESHI DRATACI ÓN CON DESECANTE SÓLI DO 3 - 5 7 3 - 58 Con sílica gel se alcanzan puntos de rocío de – 70 a – 80 ºF, con alúmina valores de – 100 ºF y con tamiz molecular – 150 ºF y más bajos con diseños especiales y control operacional muy estricto. Estos compuestos sólidos se preparan en formas esféricas, como pepas ligeramente elípticas de diámetros 4 – 6 mm, o en el caso de los tamices moleculares, generalmente en forma de pequeños cilindros de 2 – 3 mm de diámetro y 6 – 8 mm de longitud. En la Fig. 20-67 del GPSA se suministra un resumen de las propiedades físicas de los materiales desecantes mas comunes. Cada uno de estos compuestos tiene sus características propias de adsortividad por agua y el diseñador tiene que escoger el material que más se acomode a sus necesidades. Una ilustración gráfica de las capacidades adsortivas de varios adsorbentes se muestra en la Fig. 20-68. Los cálculos de proceso para deshidratación con desecante sólido generalmente se hacen a mano, o los hace el vendedor del material desecante. Los simuladores de proceso comerciales no ejecutan este tipo de cálculos. A continuación se describe el proceso manual de cálculo del GPSA. • Diseño Proceso de Deshidratación con Desecante Sólido El primer parámetro a estimar es la velocidad superficial permisible a través del lecho. La caída de presión a través del lecho está relacionada con la velocidad superficial por la ecuación modificada de Ergun ( 9 ) : 2 V C V B L P ρ + µ = ∆ , psi/ft Ec. 3-12 TABLA 3-2 CONSTANTES PARA Ec. 3-12 Tipo de Partícula B C 1/8” redondeada 0.0560 0.0000889 1/8” cilindro comprimido 0.0722 0.0001240 1/16” redondeada 0.1520 0.0001360 1/16” cilindro comprimido 0.2380 0.0002100 3 - 59 La Fig. 20-69 del GPSA relaciona la velocidad superficial V con la presión del sistema y fue derivada de la Ec. 3-12 para una determinada composición de gas y una relación ∆P/L igual a 0.333 psi/ft. La caída de presión de diseño está alrededor de 5 psi y no se recomiendan caídas mayores de 8 psi, dado que el desecante es frágil y se puede quebrar por el peso del lecho y las fuerzas de caída de presión. Por lo tanto siempre debe revisarse la caída de presión después de fijarse la altura del lecho. A continuación se determina el diámetro del lecho con la siguiente ecuación: D = V q 4 π , ft Ec. 3-13 El paso siguiente es escoger un ciclo de tiempo y calcular la masa de desecante requerida. Ciclos muy largos (>12 horas) pueden justificarse en casos de que el gas no esté saturado con agua, pero requieren grandes lechos y por tanto grandes costos de inversión. Durante el ciclo de adsorción se puede considerar que el lecho está compuesto de tres zonas. La zona de cima llamada zona de saturación o equilibrio, en la cual el desecante está en equilibrio con el gas húmedo que entra. La zona media o zona de transferencia de masa, la cual no está saturada y donde el contenido de agua del gas se reduce a menos de 1 ppm peso. La zona de fondo es la zona de desecante sin usar y se llama zona activa. Las zonas de saturación y de transferencia de masa se van corriendo hasta que se saca de servicio la vasija para regeneración. En la zona de saturación se espera que el tamiz molecular retenga aproximadamente 13 lb de agua por 100 lb de tamiz. Tamices nuevos pueden tener una capacidad en equilibrio cercana a 20 %, 13 % representa una capacidad aproximada para un tamiz de 3 - 5 años de uso. Esta capacidad debe ajustarse cuando el gas no está saturado con agua o la temperatura está por encima de 75 ºF. En las Figs. 20-70 y 20-71 se encuentran factores de corrección para tamiz molecular. Para calcular la masa de desecante requerida en la zona de saturación S s , se calcula la cantidad de agua a ser removida durante el ciclo y se divide por la capacidad efectiva. S s = ) C )( C )( 13 . 0 ( W T SS r , lb Ec. 3-14 L S = ) ( D S 4 ms 2 S ρ π , ft Ec. 3-15 3 - 60 La densidad del tamiz molecular ρ ms es 42 – 45 lb/ft 3 para partículas esféricas y 40 – 44 lb/ft 3 para cilindros comprimidos. A pesar de que la zona de transferencia de masa contiene agua (aproximadamente 50 % de la capacidad de equilibrio), se estima que la zona de saturación contiene toda el agua a ser removida. La longitud de la zona de transferencia de masa (MTZ) puede ser estimada como sigue: L MTZ =(V/35) 0.3 (Z) Ec. 3-16 donde, Z = 1.70 para tamiz molecular de 1/8” = 0.85 para tamiz molecular de 1/16” La altura total del lecho es la suma de las alturas de la zona de saturación y la zona de transferencia de masa. Alrededor de 6 ft de espacio libre se dejan por encima y por debajo del lecho para asegurar una distribución apropiada del gas. Cálculos para Regeneración El primer paso es calcular el calor total requerido para desorber el agua y calentar el desecante y la vasija. Se consideran pérdidas de 10 %. Q w =(1800 Btu/lb)(lbs de agua en lecho) Ec. 3-17 Q si =(lb de tamiz)         F º lb Btu 24 . 0 (T rg – T i ) Ec. 3-18 Q st =(lb de acero)         F º lb Btu 12 . 0 (T rg – T i ) Ec. 3-19 Q tr =(2.5)(Q w +Q si +Q st +Q hl ) Ec. 3-20 Q hl =0.1*(Q w +Q si +Q st ) El factor 2.5 corrige por el cambio en la diferencia de temperatura (salida – entrada) a través del lecho con el tiempo, durante el ciclo de regeneración. 3 - 61 El tiempo de calentamiento normalmente es 50 – 60 % del tiempo total de regeneración el cual debe incluir un período de enfriamiento. Para un ciclo de adsorción de 8 horas, la regeneración normalmente consiste de 4 ½ horas de calentamiento, 3 horas de enfriamiento y ½ hora en parada y cambio. Para ciclos mucho más largos el tiempo de calentamiento puede alargarse en la medida que se mantenga una caída mínima de presión de 0.01 psi/ft. m rg = ) nto calentamie de tiempo )( T F º 600 )( C ( Q i p tr − , lb/h Ec. 3-21 La Fig. 20-73 se puede usar para estimar la velocidad mínima requerida para conseguir una caída de presión de 0.01 psi/ft. Comentarios Generales El lecho de desecante se coloca encima de un lecho de soporte que incluye entre tres y cinco capas de bolas de cerámica dispuestas en tamaños graduales (la más pequeña arriba). Sobre la parte superior del lecho desecante se instala una malla y encima de ella una capa de bolas de cerámica. En algunos casos se instala una capa de desecante de menor valor sobre la cima del lecho para capturar contaminantes tales como agua libre, glicol, hidrocarburos, aminas, etc. Como los desecantes sólidos producen polvo, frecuentemente se instalan filtros de 1 micra en la salida de la unidad de deshidratación para proteger los equipos aguas abajo. 3.8 Deshidratación con Cloruro de Calcio El cloruro de calcio se usa como un desecante consumible para deshidratación de gas natural. Es una sal altamente higroscópica que se usa principalmente en áreas remotas y para pequeños flujos. El equipo como puede observarse en la Fig. 3-27, está compuesto por una torre la cual tiene una sección de separación en la parte baja. Por encima del separador hay una sección de contacto de aproximadamente 3 3 - 62 FI GURA 3-27 DESHI DRATADOR TÍ PI CO CON CLORURO DE CALCI O C a Cl 2 3 - 63 a 4 platos. Posteriormente hay un plato soporte sobre el cual se instala el C a Cl 2 en forma de píldoras o balas. El gas entra a la sección de separación en la cual se remueve cualquier líquido que lleve. A continuación saturado de humedad, fluye hacia arriba a través de los platos, los cuales contienen una salmuera de C a Cl 2 en donde se absorbe algo del agua. Posteriormente, el gas entra en contacto con la sal, la cual absorbe el agua disolviéndose en ella y formando una salmuera. Dicha salmuera cae sobre los platos y va hasta el fondo de la vasija. El gas que sale de la torre generalmente cumple con los requerimientos de contenido de agua el cual puede llegar a 1 lb/MMscf. La capacidad típica del C a Cl 2 es 0.3 lb CaCl 2 / lb H 2 O. Las velocidades superficiales en el lecho son 20 – 30 ft/min y la relación L/D para el lecho debe ser al menos 3 a 4:1. El C a Cl 2 debe ser cambiado periódicamente usualmente cada dos a tres semanas. La incorrecta disposición de la salmuera puede ocasionar problemas ambientales, generalmente es inyectada a un pozo. 3.9 Deshidratación con Membrana Permeable Membranas pueden usarse para separar componentes tales como agua, CO 2 e hidrocarburos, de una corriente de gas natural de acuerdo con su permeabilidad. Cada uno de los componentes del gas que entran al separador tiene una permeabilidad característica que es función de su capacidad para disolverse y difundirse a través de la membrana. El mecanismo que maneja la separación de un componente en una mezcla gaseosa, es la diferencia entre su presión parcial a través de la membrana. Una corriente de gas presurizada fluye dentro de un separador con membrana, los componentes rápidos tales como el agua y el CO 2 se infiltran a través de la membrana. Estos productos infiltrados se colectan a una presión reducida, mientras que la corriente que no se infiltra como el gas natural seco, sale del separador a una presión ligeramente inferior a la de la carga. Entre 5 – 10 % de metano y otros componentes del gas de carga se van con la corriente infiltrada (permeada), que está a más baja presión que la corriente de gas seco. Por esta razón, este tipo de separador se usa solamente en plantas que pueden utilizar el gas combustible de baja presión de la corriente infiltrada. 3 - 64 Ejemplo 3-13 Para el gas y las condiciones del Ejemplo 3-12 con viscosidad de 0.014 cP, calcular el diámetro, la altura, la caída de presión y la cantidad en lbs de desecante sólido para una adsorbedora con tamiz molecular de 1/8” cilindro comprimido (extrudate). Calcular el flujo real de gas q (@ 950 psia y 560 ºR) en ft 3 /min, q =(19.44*MMscfd*Z*T) / P , ft 3 /min q =(19.44)(51.4)(0.8629)(560) / 950 =508.3 ft 3 /min Calcular la velocidad superficial V en ft/min, De la Fig. 3-28 (@ 950 psia y 1/8” extrudate), V =22 ft/min Calcular diámetro del lecho D en ft, De la Ec. 3-13, D = V q 4 π = 22 * 3 . 508 * 4 π =5.42 ft usar 5.50 ft Calcular la cantidad de agua en el gas, De la Fig. 3-1 (@ 950 psia y 100 ºF), W =64 lb H 2 O/MMscf Calcular factor de corrección de saturación para tamiz C SS , De la Fig. 3-29 (@ 100 ºF), C SS =1.0 Calcular factor de corrección por temperatura C T , De la Fig. 3-30 (@ 100 ºF), C T =0.93 Calcular la cantidad de tamiz molecular requerida en zona de saturación S s , Se asume que se remueve toda el agua presente en el gas y un ciclo de 12 hrs (0.5 días): De la Ec. 3-14, S s = ) C )( C )( 13 . 0 ( W T SS r = ) 93 . 0 )( 0 . 1 )( 13 . 0 ( d ) 5 . 0 ( d / MMscf ) 4 . 51 ( MMscf / lb ) 64 ( S s = 13,605 lb de tamiz molecular en zona de saturación Determinar densidad del tamiz molecular ρ ms , 3 - 65 FI GURA 3-28 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-13 22 950 3 - 66 FI GURA 3-29 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-13 FI GURA 3-30 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 3-13 0.93 3 - 67 De Fig. 20-67 del GPSA (@ 1/8” y Linde 4A Extruded Cylinder), ρ ms =42 lb/ft 3 Calcular longitud del lecho empacado en la zona de saturación L S , De la Ec. 3-15, L S = ) ( D S 4 ms 2 S ρ π = ) 42 ( ) 5 . 5 ( ) 13605 ( 4 2 π =13.63 ft Calcular longitud del lecho empacado en la zona de transferencia L MTZ , De la Ec. 3-16, L MTZ =(V/35) 0.3 (Z) Z = 1.70 para tamiz molecular de 1/8” L MTZ =(22/35) 0.3 (1.70) =1.48 ft Calcular longitud total del lecho empacado L T , L T =L S +L MTZ =13.63 +1.48 =15.11 ft, Usar L T =15.5 ft y dejar 6 ft por encima y 6 ft por debajo del lecho. Calcular caída de presión a través del lecho, γ (gas) =PM (gas) / PM (aire) =0.6564 PM (aire) =28.9625 lb/lbmol PM (gas) =0.6564 (28.9625) =19.01 lb/lbmol R =10.73 psia ft 3 /ºR lbmol Densidad del gas, ) 8629 . 0 )( 560 )( 73 . 10 ( ) 01 . 19 )( 950 ( RTZ ) PM ( P ) gas ( = = ρ = 3.48 lb/ft 3 De la Ec. 3-12 y Tabla 3-2, 2 V C V B L P ρ + µ = ∆ =0.0722(0.014)(22) +0.000124(3.48)(22) 2 =0.2311 psi/ft ∆P =0.2311 psi/ft * 15.5 ft =3.58 psi vs. Diseño =5 psi, luego está bien. Calcular volumen total de tamiz, V ms = ( ) T L 4 D 2 π = ( ) 5 . 15 4 ) 5 . 5 ( 2 π V ms =368 ft 3 Calcular masa total de tamiz, M ms =V ms * ρ ms =368 * 42 =15,456 lb 3 - 68 3.10 Deshidratación por Refrigeración El gas natural puede también ser deshidratado por refrigeración mediante enfriamiento del gas hasta condensar hidrocarburos pesados y agua, los cuales se separan posteriormente. El objetivo principal de este proceso es controlar el punto de rocío por hidrocarburo, aunque simultáneamente se controla el punto de rocío del gas por agua; por lo cual este proceso no debe considerarse como deshidratación pura. El proceso de refrigeración se trata en el capítulo siguiente, el cual cubre procesos para el control del punto de rocío del gas por hidrocarburo y la remoción de hidrocarburos pesados al gas natural. 3 - 69 NOMENCLATURA A = área, ft 2 B = constante en Ec. 3-12 C = constante en Ec. 3-12 ; constante en Tabla 3-1, ft/h C g = factor de corrección por gravedad para contenido de agua C p = capacidad calórica, Btu / lb ºF C s = factor de corrección por salinidad para contenido de agua C SS = factor de corrección de saturación para tamiz C T = factor de corrección por temperatura D = diámetro, ft d = depresión del punto de rocío del agua o del punto de congelación del hidrato de gas, ºF EOS = ecuación de estado F s = parámetro para dimensionamiento de torres empacadas, ft / lb * s G = velocidad másica, lb/(hr-ft 2 ) ∆H v = calor latente de vaporización, Btu/lb K = constante para dimensionamiento de vasijas en Tabla 3-1, ft/s K vs = valor de la constante para el equilibrio vapor/sólido L = longitud del lecho empacado, ft L MTZ = longitud de la zona de transferencia de masa del lecho empacado, ft L S = longitud de la zona de saturación del lecho empacado, ft M ms = masa de tamiz molecular, lb m = flujo másico, lb/h ; lb/d N = número de platos teóricos 3 - 70 N R = número de platos reales ∆P = caída de presión, psi PM = peso molecular, lb/lbmol Q = flujo volumétrico estándar de gas, MMscfd Q hl = pérdida de calor en regeneración, Btu Q r = cantidad de calor de reflujo o “duty” del condensador, Btu/gal Q rb = cantidad de calor “duty” del reherbidor, Btu/gal Q s = calor sensible. Btu/gal Q si = calor requerido para calentar el tamiz molecular a la temperatura de regeneración, Btu Q st = calor requerido para calentar la vasija y la tubería a la temperatura de regeneración, Btu Q tr = cantidad de calor total en regeneración, Btu Q v = calor de vaporización del agua absorbida, Btu/gal Q w = cantidad de calor “duty” para desorción de agua, Btu q = rata real de flujo de gas, ft 3 /min S s = cantidad de tamiz molecular requerido en zona de saturación, lb T = temperatura, ºF ; temperatura de hidrato con inhibidor en Ec. 3-6, °R To = temperatura de hidrato sin inhibidor en Ec. 3-6, °R T rg = temperatura de regeneración del gas, ºF V = velocidad superficial del vapor, ft/min V ms = volumen de tamiz molecular, ft 3 v = velocidad del vapor, ft/s W = contenido de agua en el gas, lb/MMscf W r = agua removida por ciclo, lb x = fracción mol en la fase líquida ; o en la fase sólida para Ec. 3-2 X = fracción masa en la fase líquida X H 2 O = fracción mol de agua 3 - 71 X i = fracción mol inhibidor en Ec. 3-7 y = fracción mol en la fase gaseosa Z = constante en Ec. 3-16 z = factor de compresibilidad γ = gravedad específica ϑ H 2 O = coeficiente de actividad de agua en inhibidor µ = viscosidad, cP ρ = densidad, lb/ft 3 Subíndices CO 2 = dióxido de carbono f = carga H = hidrato HC = hidrocarburo H 2 S = sulfuro de hidrógeno H 2 O = agua I = inhibidor i = entrada ; componente puro L = inhibidor pobre l = líquido ms = tamiz molecular o = salida p = penetrar R = inhibidor rico rg = regeneración s = sólido sp = empaque estructurado 3 - 72 T = total v = vapor 4.0 CONTROL DE PUNTO DE ROCÍ O POR HI DROCARBURO Y REMOCI ÓN DE LÍ QUI DOS 4 - 2 4.0 CONTROL DE PUNTO DE ROCÍ O POR HI DROCARBURO Y REMOCI ÓN DE LÍ QUI DOS 4.1 I ntroducción El gas de venta debe cumplir especificaciones no solamente por contenido de agua sino cumplir ciertos requerimientos con respecto al punto de rocío por hidrocarburo. Dado que el punto de rocío por hidrocarburo varía con la composición, la presión y la temperatura, la definición de punto de rocío por hidrocarburo incluye los parámetros presión y temperatura. Normalmente el punto de rocío se especifica como una temperatura máxima a una presión seleccionada. En Estados Unidos estas especificaciones son 15 ºF máximo a 800 psia. Este valor de presión se selecciona porque generalmente está cerca a la temperatura de cricondentherm para el gas de venta. La razón para el valor de temperatura de 15 ºF es para asegurar que no se forman hidrocarburos líquidos en la tubería, cuando la línea se enfría a la temperatura de la tierra, o cuando hay enfriamiento debido a expansión. Se ha encontrado que dicha especificación de punto de rocío es adecuada, a fin de evitar hidrocarburo líquido en los sistemas de distribución de gas natural. Para alcanzar la especificación de punto de rocío por hidrocarburo, es necesario tratar el gas para remover prácticamente todos los hidrocarburos pesados de la mezcla. Entre los procesos disponibles para realizar dicho tratamiento se encuentran: • Ciclo corto de adsorción • Refrigeración • Absorción con aceite pobre • Turboexpansión La selección de uno de estos procesos para una aplicación específica depende de: • Composición del gas • Rata de flujo de gas 4 - 3 • Economía de la extracción de GLP • Economía de la recuperación de etano 4.2 Ciclo Corto de Adsorción Este proceso es similar al proceso de adsorción cubierto en deshidratación, pero con ciclos mucho más cortos. Se usa normalmente para corrientes de gas con muy bajos contenidos de propano y butano, pero con suficiente cantidad de C 5 y más pesados, que hacen imposible cumplir con la especificación de punto de rocío por hidrocarburo. Este proceso es apropiado para gases que contengan menos de 1 GPM (galones de propano y más pesados por 1,000 scf de gas). El adsorbente utilizado generalmente es sílica gel. Hay dos diferencias básicas entre estos procesos para control de punto de rocío por agua y por hidrocarburo como son, para control por hidrocarburo se requieren tres torres y el tiempo de duración de los ciclos en cada torre es más corto, usualmente entre 20 a 30 minutos contra 8 a 10 horas para deshidratación. La característica atractiva en un ciclo corto de adsorción, es que se recupera entre 60 – 70 % de los pentanos y más pesados contenidos en el gas, y se cumple tanto con el punto de rocío por hidrocarburo, como por agua. En la Fig. 4-1 se muestra un arreglo típico de una unidad de ciclo corto de adsorción con tres torres. Es muy importante que un separador antes de esta unidad remueva todo el líquido libre y los sólidos que traiga el gas de producción. Un bache de líquido dentro del lecho puede dañar el adsorbente y hacer necesario su cambio. La temperatura de adsorción debe ser tan baja como sea posible sin originar formación de hidratos, a fin de que se adsorba la mayor cantidad de hidrocarburos pesados. Una regeneración apropiada del lecho es muy importante, usándose para este propósito una porción del gas de proceso. La temperatura del gas de regeneración está en el orden de 550 – 575 ºF. La temperatura de salida de la torre en calentamiento se lleva a 400 ºF. Así como la adsorción y la desorción son importantes, una adecuada condensación de los hidrocarburos desorbidos es también muy importante. Si la condensación es ineficiente, los hidrocarburos pesados no se remueven del gas de regeneración. En climas cálidos este es el problema principal, requiriéndose un diseño generoso del condensador. El diseño del separador vertical a continuación del condensador, tiene que ser holgado para permitir una buena separación de la mezcla agua - hidrocarburos condensados y el gas. 4 - 4 Gas Rico FI GURA 4-1 CI CLO CORTO DE ADSORCI ÓN Calentamiento Enfriamiento Adsorción Gas Pobre Agua y Condensado a Estabilización Horno 4 - 5 4.3 Refrigeración El proceso de refrigeración (Ver Fig. 4-2), se usa para cumplir con la especificación de punto de rocío por hidrocarburo y por agua para el gas de venta. La temperatura a la cual debe ser enfriado el gas depende del nivel requerido para alcanzar las especificaciones de los puntos de rocío. Este será el requerimiento mínimo de enfriamiento. Enfriar el gas a niveles de temperatura por debajo de este mínimo, debe ser justificado por la economía de recuperación del GLP. Esto requiere de una evaluación económica que considere el beneficio de la recuperación adicional de GLP y los costos de inversión y operación de las facilidades para ello. La recuperación adicional de GLP se consigue enfriando el gas a temperaturas tan bajas como –20 a –40 ºF, o por contacto del gas con aceite pobre en una torre absorbedora. Puesto que el gas que entra a la unidad de refrigeración está saturado con vapor de agua, y la temperatura a la cual se enfría está sustancialmente por debajo del punto de congelación del agua, se requiere prevenir la formación de hielo o de hidratos. Como se explicó detalladamente en el capítulo anterior, la temperatura de formación de hidratos a una presión dada puede ser deprimida por la adición de químicos tales como metanol o glicoles. Como puede observarse en la Fig. 4-2, en dicho proceso se encuentran tres circuitos totalmente definidos como son: • Circuito de gas natural, al cual se le remueve agua y líquidos para acondicionarlo a gas de venta. • Circuito de glicol, el cual se utiliza para inhibir la formación de hidratos en el intercambiador de calor y el “Chiller”, y está formado por la unidad de regeneración donde se retira el agua al glicol por evaporación. • Circuito del refrigerante propano, el cual al evaporarse en el casco del chiller enfría el gas natural que pasa por los tubos. Siguiendo el circuito de propano, vemos que es un ciclo simple de refrigeración conformado por: • Expansión • Evaporación • Compresión • Condensación 4 - 6 FI GURA 4-2 PROCESO DE REFRI GERACI ÓN CON PROPANO ( SI STEMA TÍ PI CO DE I NYECCI ÓN DE GLI COL ) Gas Húmedo Agua Glicol Pobre Glicol Rico Intercambiador Gas - Gas Gas de Venta Chiller Intercambiador de Calor Compresor Condensador Propano Separador de Baja Temperatura Vapor de Agua Tanque Glicol Regenerado Despojadora Bomba Rehervidor A Fraccionamiento Filtro Tanque Flash Sistema de Inyección de Glicol 4 - 7 Este ciclo de refrigeración por compresión de vapor se representa en la Fig. 4-2A y las cuatro etapas que lo conforman se explican a continuación. Etapa de Expansión El punto de inicio del ciclo de refrigeración es la disponibilidad del refrigerante líquido. El punto A en la Fig. 4-2A representa un líquido en su punto de burbuja a la presión de saturación P A , y entalpía h LA . En la etapa de expansión la presión y la temperatura se reducen al pasar a través de la válvula de control en la cual cae la presión al valor de P B , el cual lo determina la temperatura deseada del refrigerante T B . En el punto B la entalpía del líquido saturado es h LB y la entalpía correspondiente para vapor saturado es h VB . Como la expansión entre A y B ocurre a través de una válvula de expansión y no hay intercambio de energía, el proceso se considera isentálpico, por lo que la entalpía a la salida y a la entrada de la válvula es la misma h LA . Como el punto B está adentro de la envolvente, vapor y líquido coexisten. Para determinar la cantidad de vapor formado en el proceso de expansión, hacemos X la fracción de líquido a la presión P B con una entalpía h LB . La fracción de vapor formada con una entalpía h VB es (1-X). Las ecuaciones para el balance de calor y la fracción de líquido formado son: (X)h LB +(1-X)h VB =h LA Ec. 4-1 ) h h ( ) h h ( X LB VB LA VB − − = Ec. 4-2 ) h h ( ) h h ( ) X 1 ( LB VB LB LA − − = − Ec. 4-3 4 - 8 FIGURA 4-2A 4 - 9 Etapa de Evaporación El vapor formado en el proceso de expansión (A-B) no suministra ninguna refrigeración al proceso. Calor es absorbido del proceso por la evaporación de la parte líquida de refrigerante. Como se muestra en la Fig. 4-2A esto es a temperatura y presión constante. La entalpía del vapor en el punto C es h VB . Físicamente la evaporación ocurre en un intercambiador de calor denominado evaporador o chiller. El líquido frío X suministra la refrigeración y su efecto refrigerante está definido como X(h VB – h LB ) y sustituyendo en la Ec. 4-2 dicho efecto se representa como: Efecto R =h VB - h LA Ec. 4-4 La capacidad de refrigeración o “duty” referido a la cantidad total de calor absorbido en el chiller por el proceso, generalmente se expresa como toneladas de refrigeración o Btu/unidad de tiempo. La rata de flujo de refrigerante está dada por la siguiente expresión: m = ) h h ( Q LA VB ref − Ec. 4-5 Etapa de Compresión Los vapores de refrigerante salen del chiller a la presión de saturación P C y la correspondiente temperatura T C con una entalpía h VB . La entropía en este punto C es S C . Los vapores se comprimen isentrópicamente a la presión P A a través de la línea C-D’ (Fig. 4-2A). El trabajo isentrópico (ideal) W i , por comprimir el refrigerante desde P B a P A está dado por: W i =m (h’ VD – h VB ) Ec. 4-6 El valor h’ VD está determinado por las propiedades del refrigerante a P A y una entropía S C . Como el refrigerante no es un fluido ideal y los compresores no operan idealmente, se define el término eficiencia isentrópica η i para compensar las 4 - 10 ineficiencias en el proceso de compresión (Esta eficiencia se denomina también adiabática). El trabajo real de compresión puede ser calculado así: W = ) h h ( m ) h ' h ( m W VB VD VB VD i i i − = η − = η Ec. 4-7 La entalpía a la descarga estada por: h VD = VB VB VD h ) h ' h ( i + η − Ec. 4-8 El trabajo de compresión puede expresarse como: GHP = 4 . 2544 W Ec. 4-9 donde 2544.4 Btu/h =1 hp. Etapa de Condensación El refrigerante sobrecalentado que sale del compresor a P A y T D (Punto D en Fig. 4- 2A), se enfría a la temperatura de punto de rocío T A a condición muy cercana de presión constante y se condensa a temperatura constante. Durante el proceso de desobrecalentamiento y condensación, todo el calor y trabajo adicionados al refrigerante durante los procesos de evaporación y compresión, deben ser removidos de forma tal que se complete el ciclo llegando al punto de inicio A, en el diagrama P-H que se muestra en la Fig. 4-2A. Adicionando el duty de refrigeración al calor de compresión, se calcula el duty de condensación Q CD con la siguiente expresión: Q CD =m[(h VB – h LA ) +(h VD – h VB )] Q CD =m(h VD – h LA ) Ec. 4-10 La presión de condensación del refrigerante es una función del medio de enfriamiento disponible: aire, agua de enfriamiento u otro refrigerante. 4 - 11 Ejemplo 4-1 Se van a enfriar 51.4 MMscfd de gas (gravedad específica 0.6564 y capacidad calorífica 0.67 Btu/lb ºF) desde 60 ºF a 0 ºF, mediante un sistema de refrigeración con propano. De la masa de gas que entra al chiller se condensa el 3.5 % y el calor de condensación λ c es 200 Btu/lb. El chiller de propano opera a –10 ºF y la temperatura de salida del condensador es 80 ºF. La eficiencia isentrópica del compresor es 75 %. Ver diagrama de flujo de proceso en Fig. 4-2A . Calcular: a. El duty del chiller. b. La fracción de líquido y vapor después de la expansión. c. El flujo de refrigerante líquido propano en gpm y vapor en MMscfd. d. El trabajo real del compresor y los caballos de fuerza de gas (GHP). e. El calor de compresión y el duty del condensador. a. Calcular duty del chiller: γ (gas) =PM (gas) / PM (aire) =0.6564 PM (aire) =28.9625 lb/lbmol PM (gas) =0.6564 (28.9625) =19.01 lb/lbmol m (gas) = h 24 d * lbmol lb 01 . 19 * scf 380 lbmol * d scf ) 10 * 4 . 51 ( 6 = 107,140 lb/h Masa de líquido condensado, m lc =107,140 * 0.035 = 3,750 lb/h Q (chiller) =m (gas) Cp (gas) ∆T +m lc λ c =Q ref Q (chiller) = lb Btu 200 * h lb 750 , 3 F º 60 * F º lb Btu 67 . 0 * h lb 140 , 107 + = 5.06 * 10 6 Btu/h b. Calcular la fracción de líquido y vapor después de la expansión: En Fig. 4-2B se ubica el punto A de inicio del ciclo de refrigeración, @ (T A =80 ºF y línea de líquido saturado), se lee P A =145 psia y h LA =300 Btu/lb Ubicar punto B a la salida de la expansión, @ (T B =- 10 ºF y entalpía constante), se lee P B =32 psia 4 - 1 2 419 450 244 32 145 F I G U R A 4 - 2 B I N F O R M A C I Ó N E J E M P L O 4 - 1 A D D’ C B - 10 ºF 80 ºF h LB h LA h VB h’ VD h VD 460.3 4 - 13 Determinar h LB , @ (T B =-10 ºF y línea de líquido saturado), se lee h LB =244 Btu/lb Ubicar punto C a la salida del evaporador (chiller), @ (T B =-10 ºF y línea de vapor saturado), se lee h VB =419 Btu/lb P C =P B =32 psia , T C =T B =-10 ºF De la Ec. 4-2, ) h h ( ) h h ( X LB VB LA VB − − = = ) 244 419 ( ) 300 419 ( − − =0.68 fracción peso de líquido (1 – X) =1 – 0.68 =0.32 fracción en peso de vapor c. Calcular el flujo de refrigerante líquido propano en gpm y vapor en MMscfd: De la Ec. 4-5, m = ) h h ( Q LA VB ref − = lb / Btu ) 300 419 ( h / Btu 10 * 06 . 5 6 − = 42,521 lb/h De la Fig. 23-2 del GPSA, PM (C 3 ) = 44.097 lb/lbmol ρ (C 3 ) = 4.2268 lb/gal Refrigerante líquido = min 60 h * lb 2268 . 4 gal * h lb 521 , 42 = 168 gpm Refrigerante vapor = d h 24 * lbmol scf 380 * lb 097 . 44 lbmol * h lb 521 , 42 = 8.80 MMscfd d. Calcular el trabajo real del compresor y los caballos de fuerza de gas (GHP): Ubicar punto D’ a la salida del condensador, @ (compresión isentrópica de C a D’ hasta P A =145 psia), se lee h’ VD =450 Btu/lb De Ec. 4-6, W i =m (h’ VD – h VB ) =42,521(450 – 419) =1.32*10 6 Btu/h De Ec. 4-7, W = i i W η = 75 . 0 10 * 32 . 1 6 = 1.76*10 6 Btu/h De Ec. 4-9, GHP = 4 . 2544 W = h / Btu 4 . 2544 hp * h / Btu 10 * 76 . 1 6 = 692 hp 4 - 14 e. Calcular el calor de compresión y el duty del condensador: De Ec. 4-8, h VD = VB VB VD h ) h ' h ( i + η − = 419 75 . 0 ) 419 450 ( + − = 460.3 Btu/lb Calor de compresión = m(h VD – h VB ) =42,5211(460.3 – 419) = 1.76*10 6 Btu/h De Ec. 4-10, Q CD =m(h VD – h LA ) =42,521(460.3 – 300) = 6.82*10 6 Btu/h • Proceso I FPEXOL Como se observó en el proceso de refrigeración anterior, es necesario usar glicol para prevenir la formación de hielo e hidratos, y por tanto se requiere la incorporación de un proceso de regeneración de glicol, el cual adiciona costos de inversión y operación. Estos costos pueden ser disminuidos usando un proceso relativamente nuevo llamado IFPEXOL, el cual se ilustra en la Fig. 4-3. En este proceso se previene la formación de hidratos adicionando metanol a la corriente de gas natural que se va a enfriar. Regularmente el metanol se recupera por destilación; sin embargo, la separación de metanol del agua es difícil. En el proceso IFPEXOL se usa una innovación para recuperar la mayor parte del metanol sin regeneración. En este proceso la corriente de gas que entra se separa en dos, una parte se pone en contacto en contracorriente con una solución de metanol rico – agua. Como la corriente de gas está saturada con agua, no tomará agua adicional; sin embargo, ella no contiene metanol a la entrada de la contactora. Como el gas está en íntimo contacto con la solución metanol - agua, la mayoría del metanol sale del agua y entra a la fase de hidrocarburo gaseoso. Esto hace que se conserve gran parte del metanol que entra a la contactora. La corriente de gas que sale de la contactora se une a la otra parte del gas de carga antes del proceso frío. Metanol adicional se inyecta a esta corriente para saturar completamente el gas con metanol. Como el metanol está contenido en la fase de vapor, no se requiere distribuir el metanol líquido en el haz de tubos, como en el caso de la inhibición con glicol. El gas se enfría dentro de los tubos del intercambiador gas - gas y el enfriador “chiller” del proceso frío, con lo cual el metanol se condensa con el agua previniendo la formación de hidratos. Las pérdidas de metanol se producen en el gas de venta y por disolución en el hidrocarburo líquido condensado. Las ventajas del proceso IFPEXOL es que es más 4 - 15 FI GURA 4-3 PROCESO I FPEXOL 4 - 16 simple en equipos y operación comparado con el proceso de inyección y regeneración de glicol. Adicionalmente, como se dijo en el capítulo anterior, el glicol absorbe hidrocarburos incluyendo aromáticos, adicionando costos por no liberarlos a la atmósfera, lo cual no ocurre en el proceso IFPEXOL. La debilidad del proceso IFPEXOL es la pérdida de metanol, el cual tiene que ser repuesto en forma continua. 4.4 Absorción con Aceite Pobre Este proceso consiste en poner en contacto el gas natural con un aceite en una absorbedora, con lo cual compuestos del gas se disuelven en el aceite. La cantidad de cada componente que se disuelve en el aceite, se incrementa a medida que disminuye su volatilidad a las condiciones de temperatura y presión de la absorbedora. Así por ejemplo, mientras solo 8 % del metano en el gas se disuelve, alrededor del 50 % de propano, 80 % del butano y así sucesivamente, irán a formar una solución con el aceite. Los equipos del proceso se muestran en la Fig. 4-4. El gas rico entra a la torre de absorción por el fondo y fluye hacia arriba a través de la absorbedora, la cual contiene platos o empaque. A media que el gas fluye hacia arriba, entra en contacto íntimo con el aceite, el cual entra a la torre por la parte superior. Cuando el gas sale por la cima de la torre, se ha despojado de la mayor parte de los componentes pesados. El aceite rico sale por el fondo de la torre bajo control de nivel, intercambia calor con la corriente de aceite pobre y entra al tanque “flash”, el cual opera alrededor de la mitad de la presión de la torre de absorción. Una gran cantidad de compuestos livianos absorbidos, tales como metano y etano son liberados y se envían a recompresión. En facilidades de recuperación de propano y más pesados, el aceite entra a la columna deetanizadora, en la cual se separan del aceite el resto del metano y el etano. Estos gases van a una vasija de presaturación y luego a recompresión para juntarse con la corriente principal de gas tratado. De la torre deetanizadora el aceite pobre va a una torre de destilación, donde se separan el aceite y los componentes absorbidos. Posteriormente el aceite pobre va a través de los intercambiadores de calor y los enfriadores, a la vasija de presaturación en la cual se satura parcialmente con metano y etano y se bombea de regreso a la absorbedora de alta presión, pasando por otro enfriador para asegurar que la temperatura del aceite pobre no es mayor que la del gas de carga, para maximizar la absorción. 4 - 1 7 FI GURA 4-4 4 - 18 4.5 Turbo-expander El proceso turbo-expander fue desarrollado en los años 60’s. Su aplicación principal es recuperar etano del gas natural, puesto que el etano es una materia prima muy importante para la industria petroquímica. Con el proceso se alcanzan temperaturas bastante bajas y por tanto se licúa una parte sustancial de etano y componentes más pesados del gas natural. Estos productos son posteriormente recuperados por fraccionamiento. Las bajas temperaturas se alcanzan por expansión de gas a alta presión, el cual ha sido considerablemente enfriado a través de intercambiadores de calor y por refrigeración como puede verse en la Fig. 4-5, y pasa a través de la turbina en la cual se extrae trabajo o energía al gas. De esta forma se logran niveles de temperatura del gas considerablemente más bajos que los que pueden obtenerse en una expansión J oule-Thompson. Una vez que el gas ha sido enfriado y una buena porción de etano y la mayoría del propano y más pesados han sido licuados, los líquidos se separan del gas frío. La corriente de gas del separador intercambia calor con el gas de carga y regresa al compresor movido por la turbina en el cual se restablece parcialmente la presión y va al compresor de gas de venta donde se eleva la presión al nivel requerido para transporte. Los líquidos condensados se fraccionan en los diferentes productos líquidos mercadeables. Hay muchos arreglos diferentes para este proceso dependiendo de la composición del gas de carga y el nivel deseado de líquidos a recuperar. Una característica importante del proceso turbo-expander, es que el vapor de agua en el gas de carga debe haber sido virtualmente removido en su totalidad, debido a las muy bajas temperaturas de operación en este proceso. El alto nivel de deshidratación del gas de carga al turbo-expander, normalmente se consigue con unidades de adsorción con tamiz molecular. Aunque este proceso se usa principalmente para recuperar etano, puede ser económicamente viable en algunos casos comparado con otros procesos, si lo que se desea es recuperar líquidos como propano y más pesados. 4 - 1 9 FI GURA 4-5 4 - 20 NOMENCLATURA A, B, C, D = puntos de operación en diagramas de Figs. 4-2A y 4-2B GHP = caballos de potencia de gas, hp h LA = entalpía de líquido saturado en punto A y de mezcla líquido-vapor en punto B, Btu/lb h LB = entalpía de líquido saturado en punto B, Btu/lb h VB = entalpía de vapor saturado en punto C, Btu/lb h VD = entalpía de vapor sobrecalentado en punto D, Btu/lb h’ VD = entalpía isentrópica o de vapor sobrecalentado en punto D’, Btu/lb m = flujo másico de refrigerante, lb/h Q CD = cantidad de calor “duty” de condensación, Btu/h Q ref = cantidad de calor “duty” de refrigeración, Btu/h W = trabajo de compresión real, Btu/h W i = trabajo de compresión ideal, Btu/h X = fracción en peso γ = gravedad específica η i = eficiencia isentrópica 5.0 ENDUZAMI ENTO DEL GAS NATURAL 5 - 2 5.0 ENDULZAMI ENTO DEL GAS NATURAL 5.1 I ntroducción Generalmente el gas natural que se produce a nivel mundial contiene CO 2 . Además, en muchas partes del mundo principalmente al norte de la línea ecuatorial, el gas natural contiene también H 2 S. Ambos compuestos son ligeramente solubles en agua. Cuando estos gases se disuelven en agua forman una solución medianamente acidificada, razón por la que estos compuestos son llamados gases ácidos. Como se vio en el Capítulo 1, las especificaciones máximas de CO 2 y H 2 S a nivel internacional son 2 % vol y 4 ppmv, respectivamente. Cuando un gas natural excede las especificaciones por H 2 S y/o CO 2 se denomina un gas agrio; por el contrario, cuando el contenido de estos compuestos en el gas natural está por debajo de los límites especificados para gas de venta, se dice que es un gas dulce. El gas natural que tiene concentraciones de H 2 S y CO 2 por encima de los límites permisibles, tiene que ser tratado para removerle el gas ácido. Como el H 2 S reacciona con muchos compuestos, hay una gran variedad de procesos para extraerlo químicamente. En pequeñas concentraciones, es económica su remoción haciéndolo reaccionar con compuestos sólidos secos como el óxido de hierro o el óxido de zinc. Cuando las concentraciones son altas, se usan los solventes. En cuanto al CO 2 , se extrae solamente con solventes. 5.2 Proceso Típico de Tratamiento de Gas por Remoción de Gas Ácido La mayoría de los gases agrios se tratan con solventes regenerables para separar los gases ácidos de los hidrocarburos. En la Fig. 5-1 se muestra un proceso típico para este propósito. El gas entra al separador de entrada en el cual se separa cualquier líquido condensado y fluye a la absorbedora por al fondo. Por la parte superior de la torre entra el solvente pobre disuelto en agua y en la medida que fluye hacia abajo de plato a plato, se pone en íntimo contacto con el gas que fluye hacia arriba burbujeando en el líquido. Cuando el gas alcanza la cima de la torre, virtualmente 5 - 3 FI GURA 5-1 5 - 4 todo el H 2 S y dependiendo del solvente, casi todo el CO 2 se ha removido de la corriente de gas de carga. El gas es ahora dulce y cumple con las especificaciones de H 2 S y CO 2 , pero como está saturado con agua, generalmente va a un proceso de deshidratación como se vio en el capítulo anterior. Normalmente las contactoras operan a niveles de presión de 950 psig. El solvente rico en hidrocarburos sale por el fondo de la contactora y pasa por una válvula de control en la cual cae la presión a un nivel de 70 psig. A dicha presión entra a un tambor “flash” en el cual la mayoría del hidrocarburo gaseoso disuelto y algo de gas ácido se separan. A continuación la solución rica intercambia calor con la solución regenerada o pobre que sale caliente de la torre despojadora. Luego de precalentarse entra a la despojadora o regeneradora donde el proceso ocurre alrededor de 14 psig a la temperatura respectiva de ebullición de la solución. El calor al fondo de la torre se suministra con un rehervidor. Los vapores que salen por la cima de la torre pasan por un condensador y un separador o tambor de reflujo, en el cual se separa el gas ácido y el líquido condensado. Este líquido es bombeado nuevamente por la parte superior de la torre como reflujo. La corriente de gas ácido es una corriente de deshecho que debe ser incinerada o tratada para convertir el H 2 S generalmente a azufre. La solución regenerada sale por el fondo de la torre o el rehervidor, pasa por el intercambiador solvente pobre / solvente rico y va al tanque de reposición de solvente. Del tanque se bombea a través de un enfriador en el cual se controla la temperatura apropiada para el tratamiento en la contactora, que generalmente es 10 ºF más caliente que el gas de carga para evitar condensación de hidrocarburos que causan problemas de espuma en el proceso. Variaciones al proceso descrito anteriormente se muestran en las Figs. 21-13 a 21-16 del GPSA. 5.3 Consideraciones de Diseño y Operación de Equipos en Proceso de Remoción de Gas Ácido El proceso de endulzamiento con solventes regenerativos consiste esencialmente de los pasos cíclicos siguientes: a. Poner en contacto el gas natural conteniendo los gases ácidos con una solución pobre a alta presión y baja temperatura en una absorbedora o contactora. 5 - 5 b. Regenerar la solución rica a baja presión y alta temperatura para obtener solución pobre que luego se enfría y se recircula. Aunque esto parece sencillo, la operación del proceso requiere un funcionamiento armónico en los diferentes equipos. Si uno de los equipos en el tren no hace su parte apropiadamente, el tratamiento del gas es malo y se requiere apagar la planta, quemar el gas en la Tea y proceder a remediar la situación. Una parada de planta que no esté programada, normalmente es muy costosa. Por lo tanto es necesario tener claro el propósito y las condiciones de operación de los equipos que conforman el tren de endulzamiento. Separador de entrada Como se ilustra en la Fig. 5-1, la primera vasija en esta unidad es el separador de entrada. Su propósito es separar las diferentes fases de los fluidos que entran y poder manejar cualquier bache de líquido proveniente del sistema de gasoducto, para evitar que los vapores que salen de la vasija se contaminen con líquido. Si el separador es más grande de lo necesario no es problema, pero si es pequeño, será la causa de muchos problemas en la operación de la unidad. La temperatura de los fluidos que entran no debe estar a más de 5 a 10 ºF por encima de la temperatura de formación de hidratos a la presión de operación (≈ 1,000 psia), para facilitar la condensación de la mayor cantidad posible de hidrocarburos pesados. Compresión En muchos yacimientos viejos, la presión ha declinado de forma tal que para mantener la producción de los pozos, la presión en cabeza debe ser disminuida para mantener una rata de producción en un nivel aceptable. Esto significa que la presión en las líneas de recolección ha disminuido y por lo tanto, el gas llega a la planta de tratamiento por debajo de la presión de diseño. Por lo tanto el gas tiene que ser comprimido a la presión requerida, tanto para tratamiento como para entrega a las líneas de gas de venta. 5 - 6 Los compresores pueden ser diseñados para manejar gas bastante agrio, mediante una apropiada especificación de materiales. En este proceso, la temperatura se incrementa considerablemente y por tanto el gas debe ser enfriado a 90 – 100 ºF si la presión está en el orden de 1,000 psia, para condensar agua, hidrocarburos y aceite del compresor. Esta corriente enfriada debe pasar por un separador antes de entrar a la absorbedora. Absorbedora o Contactora La absorbedora o contactora es una vasija vertical a presión que contiene entre 20 – 24 platos, o un número de etapas equivalentes en empaque. En ella ocurre la transferencia de masa de los gases ácidos contenidos en el gas, al solvente de endulzamiento. El grueso de la absorción ocurre en los primeros cinco platos del fondo de la torre. Cuando el solvente es amina, la absorción es por reacción química la cual es exotérmica y hace que se incremente la temperatura de salida de la solución en unos grados. El incremento en temperatura depende de la concentración de los gases ácidos en el gas agrio y la carga molar, la cual se define más adelante. La solución rica sale por el fondo de la torre a través de una válvula de control de nivel y de disminución de presión. La presión de operación de la contactora puede variar considerablemente de planta a planta, pero en operaciones de alta presión, la mayoría de ellas opera en el rango de 950 a 1,000 psia, de esta forma el gas dulce puede entrar a la línea de gas de venta a un nivel de presión de 900 psig o más. Un problema que debe evitarse en la contactora es la espuma, la cual puede detectarse mediante medición continua de la presión diferencial a través de la contactora, entre el gas de entrada y el gas de salida. En los platos en los cuales se presenta espuma, la solución tiende a mantenerse sobre ellos incrementándose la cabeza hidrostática. El gas va acumulando dicha cabeza hidrostática entre los platos de fondo y de cima, a medida que burbujea a través del líquido en cada plato. Lavado con agua del gas tratado El gas que sale por la cima de la contactora está virtualmente libre de gases ácidos y cumple con las especificaciones por H 2 S y CO 2 . Sin embargo, requiere tratamiento para ajuste del punto de rocío. Además como la temperatura de salida del gas es de 5 - 7 100 ºF o un poco mayor, algo de solvente sale en fase vapor con el gas dulce y por lo tanto esta corriente usualmente se lava con agua. Esto se pueda hacer en una torre que contiene alrededor de seis platos. El agua utilizada para lavado debe ser desmineralizada o condensado de vapor, la cual después del lavado se usa como agua de reposición para la solución de endulzamiento, con lo cual se reducen las pérdidas de solvente. Tambor Flash El uso de este equipo trae como beneficio lo siguiente: - Reducir erosión en los intercambiadores amina rica - amina pobre. - Minimizar el contenido de hidrocarburos en el gas ácido. - Reducir la carga de vapores a la despojadora. - Permitir usar el gas que se libera como combustible, mediante endulzamiento en una pequeña torre en la parte superior del tambor. Cuando hay presencia de hidrocarburos pesados en el gas natural, se usa este tanque para retirarlos. El tiempo de residencia puede variar entre 5 y 30 minutos, dependiendo de los requerimientos. Intercambiador de calor solución rica/pobre La solución rica relativamente fría intercambia calor con la solución regenerada la cual está cerca a su punto de ebullición. Uno de los equipos más comunes para este servicio es el intercambiador de casco y tubos. Normalmente este intercambiador se hace de acero al carbón, pero algunas veces los tubos se hacen de acero inoxidable para alargar el tiempo de vida del equipo. Los principales problemas de operación con este tipo de intercambiador, son corrosión y ensuciamiento. Falla de un tubo debido a corrosión se puede notar por un incremento súbito del gas ácido residual en el solvente regenerado, debido a fugas de la solución rica hacia la solución pobre que opera a más baja presión. El ensuciamiento se detecta mediante seguimiento rutinario de la eficiencia de transferencia de calor en el intercambiador. 5 - 8 La solución rica sale del tambor mediante una válvula de control de nivel y como el gas tiende a liberarse de la solución a medida que el solvente rico es calentado, debe mantenerse determinado nivel de presión sobre el líquido. Por esta razón la válvula de control de nivel debe ser la última pieza de equipo a través de la cual pasa el solvente rico antes de entrar a la columna despojadora. Por lo tanto esta válvula que controla el nivel en el tambor flash, debe montarse sobre la boquilla de alimento a la despojadora. Si se usa carbonato de potasio como solvente, no se requiere este intercambiador puesto que la solución contacta al gas en la absorbedora a alta temperatura. Esto representa un significativo ahorro de energía para este proceso comparado con el proceso de amina. Regeneradora o Despojadora La reacciones químicas por las cuales los gases ácidos son removidos por el solvente en la contactora tienen que ser reversadas. Esto se hace bajando la presión de la solución a alrededor de 12 a 15 psig y calentando a la temperatura de ebullición a esta presión. Lo anterior ocurre en una vasija de baja presión llamada regeneradora o despojadora. La solución rica entra a la despojadora por la parte media superior de la vasija. La fuente de calor para el despojo está en el fondo de la vasija suministrada por el rehervidor, en el cual se calienta el líquido a su punto de ebullición con vapor de agua. Los vapores del rehervidor entran a la despojadora por debajo del plato de alimento y a medida que ascienden suministran el calor para despojar los gases ácidos de la solución rica. La solución regenerada ahora pobre, sale por el fondo o por el rehervidor de la torre. Rehervidor El rehervidor suministra el calor para la regeneración del solvente. La precaución principal que debe tenerse en esta operación es no exponer el solvente a temperaturas que puedan descomponerlo. Por lo tanto, el medio de calentamiento en el rehervidor no debe estar por encima de 340 ºF. El calor puede ser suministrado por vapor de agua o glicol caliente en un rehervidor de casco y tubos, o por un horno 5 - 9 de fuego directo, el cual se diseña para que la temperatura máxima de pared en los tubos sea la requerida para calentar la solución pero que se evite la degradación térmica. Reclaimer Cuando se usa monoetanolamina (MEA) o diglicolamina (DGA), generalmente se usa un rehervidor adicional “Reclaimer”, para remover productos de la degradación del solvente, sales, sólidos suspendidos, ácidos y compuestos de hierro. Normalmente soda ash o cáustica se adiciona al reclaimer con MEA para obtener un pH entre 8 – 9, para DGA no se requiere adición de solución básica. La rata de circulación en el reclaimer está entre 1 – 3 % del total de la circulación de amina. Condensador La corriente de vapores que sale caliente por la cima de la despojadora está compuesta por H 2 S, CO 2 , algo de hidrocarburo gaseoso disuelto, un poco de vapor de agua y solvente. Esta corriente caliente de vapor pasa por un condensador que generalmente es aéreo, donde se enfría hasta la mínima temperatura que permita el aire, para minimizar las pérdidas de solvente y agua en fase de vapor en el gas ácido. La mayoría del agua y el solvente químico condensan y son separadas del gas ácido en el tambor de reflujo. Tambor de reflujo La corriente en dos fases proveniente del condensador entra a un separador llamado tambor de reflujo. El líquido condensado principalmente agua con una pequeña cantidad de solvente químico, se bombea a la cima de la despojadora como reflujo. El reflujo ayuda a reducir la cantidad de solvente químico en la sección de cima de la despojadora disminuyendo sus pérdidas. La rata de reflujo normalmente está entre 1 – 1.5 moles de agua retornada como reflujo por mol de gas ácido liberado en la despojadora. 5 - 10 Tanque de almacenamiento de solución Este tanque suministra flexibilidad en el manejo del solvente. Opera a presión cercana a la atmosférica con una ligera presión positiva suministrada por gas dulce o gas inerte para prevenir la entrada de aire. Debe mantenerse un nivel mínimo para garantizar suficiente succión a la bomba de circulación de solvente. Las pérdidas de solvente son repuestas con la adición de solvente puro y agua periódicamente al tanque, manteniendo el rango apropiado de concentración de la solución. La temperatura de la solución en el tanque es un poco alta, del orden de 150 – 170 ºF, dado que tan solo se ha enfriado al intercambiar calor con el solvente rico. Bomba de solución La bomba de solución eleva la presión del solvente pobre a la presión de la contactora. Normalmente estas bombas son centrífugas y la rata de circulación se controla con una válvula de control. Esto permite a los operadores de la planta variar la rata de circulación de solvente proporcionalmente a la rata de flujo de gas a la contactora. Con esto se mantiene la carga molar deseada y la eficiencia de energía en todo el proceso. Filtración El proceso de filtración del solvente pobre es de mucha ayuda para tener una operación exitosa de una unidad de tratamiento de gas. La cantidad de la corriente a ser filtrada debe ser tan alta como sea práctico y varía en un rango tan amplio como 5 a 100 % de la corriente total. Generalmente se hace en dos etapas, primero a través de un filtro de elementos tipo cartucho, en el cual se remueven tamaños hasta de 10 micras y posteriormente a través de un filtro con carbón activado, en el cual se remueven hidrocarburos y otros contaminantes hasta un tamaño de 5 micras, e incluye el mecanismo de adsorción. El objetivo es mantener limpia la solución para evitar espuma. 5 - 11 Corrosión La combinación de H 2 S y CO 2 con agua, asegura que haya condiciones de corrosión en una planta de tratamiento de gas. En general corrientes de gas con alta relación H 2 S a CO 2 son menos corrosivas que las que tienen bajas relaciones. Concentraciones de H 2 S en el rango de ppmv con CO 2 de 2 % o más son bastante corrosivas. Como la corrosión en plantas de endulzamiento es de naturaleza química, depende fuertemente de la temperatura y la velocidad del líquido. El tipo y concentración de la solución a ser usada tiene gran impacto sobre la rata de corrosión. La corrosión se incrementa cuando se usan soluciones fuertes y altas cargas de gas ácido. En general la velocidad de diseño en tuberías para solución rica debe ser el 50% de la que se usa en servicios dulces. Muchos problemas de corrosión pueden solucionarse usando una combinación de inhibidores y buenas prácticas de operación tales como: - Mantener la más baja temperatura posible en el rehervidor. - En lo posible usar un medio de calentamiento de baja temperatura. - Minimizar los sólidos y productos de degradación en el sistema con una filtración efectiva y el uso de reclaimer. - Evitar el oxígeno mediante el uso de gas de blanqueo en tanques y manteniendo presión positiva en succión de todas la bombas. - Usar agua deionizada o de calderas para reposición, generalmente vapor de agua. - Limitar el poder de tratamiento de la solución a los niveles mínimos requeridos. - Circular la solución rica por el lado tubo de los intercambiadores. - Hacer seguimiento a las ratas de corrosión con cupones o probetas. - Mantener un nivel mínimo de solución de 6 pulgadas por encima de los tubos en el rehervidor. Materiales Normalmente el material principal de construcción en estas plantas es acero al carbón. Vasijas y tuberías pueden tener alivio de esfuerzos para evitar corrosión en las soldaduras. El rango de corrosión permisible para los equipos es entre 1/16” a 1/4” típico 1/8”. Cuando se conoce de problemas de corrosión o se requieren altas 5 - 12 cargas de solución, se usa acero inoxidable 304, 316 o 410 en las siguientes áreas críticas: - Condensador. - Haz de tubos del rehervidor. - Tubos del intercambiador amina rica - amina pobre. - Tubería de solución rica desde el intercambiador amina rica - amina pobre hasta la despojadora. - Los 5 platos de fondo de la contactora y los 5 platos de cima de la despojadora. Optimización del proceso La extracción de gases ácidos al gas natural es uno de los procesos más costosos en una planta de gas, por las siguientes dos razones: - Los costos de inversión en equipos y los costos de operación son altos. - Los componentes removidos no tienen valor. Por lo tanto la optimización del proceso es muy importante y tiene los siguientes objetivos: - Reducir costos de operación. - Mantener máxima producción. - Reducir costos de mantenimiento. El área principal en la cual pueden bajarse costos de operación es la de consumo de energía. En procesos de endulzamiento, las dos principales áreas de consumo de energía son, el bombeo de la solución y el requerimiento de calor para su regeneración. Para reducir el consumo en estas dos áreas, la clave es optimizar la rata de circulación. Para esto se requiere operar con una solución en el valor superior del rango tanto para concentración como para carga molar. El calor al rehervidor debe mantenerse en el mínimo valor requerido para regenerar la solución al grado de pureza necesaria, con esto se minimiza la rata de circulación de la solución. Para lograr lo anterior, se hace seguimiento mediante un analizador, al contenido de gas ácido en las soluciones rica y pobre. Sin embargo el costo de este instrumento y su operación también es alto. 5 - 13 Otra área para ahorro de energía es el intercambiador de calor de solución rica/pobre. Este intercambiador debe ser dimensionado generosamente para recuperar el máximo de calor de la solución pobre caliente. Debe hacerse seguimiento periódico a la eficiencia de este intercambiador observando el ensuciamiento. Es necesario tener muy presente que la operación a alta concentración de solvente y alta carga molar, favorece la rata de corrosión. Por lo tanto, el seguimiento y control de la corrosión debe ser parte muy importante en la operación de la planta. 5.4 Problemas Operacionales Los principales problemas operacionales que pueden encontrarse en facilidades de tratamiento de gas agrio son: - Dificultad para alcanzar la especificación de H 2 S para el gas de venta. - Formación de espuma en la solución, en la contactora o en la regeneradora. - Corrosión en tuberías y vasijas. - Pérdidas de solvente. Si la planta deja pasar gas agrio por alguna razón a las líneas de transmisión, el operador de estas líneas detecta tal condición inmediatamente, y después de una advertencia mínima al operador de la planta, cierra automáticamente la válvula de admisión de gas al sistema principal de transmisión. De esta manera se presenta un contraflujo en la planta y entra a operar el sistema de relevo a la Tea, en la cual se quema el gas que está fuera de especificaciones. Los operadores de la planta tienen que detectar la causa de la falla y corregirla, antes de volver a alinear el gas al sistema de transmisión. La formación de espuma en la solución ocurre cuando hay arrastre mecánico de líquido como burbujas. La tendencia a formar burbujas se incrementa con la disminución de la tensión superficial de la solución, debido a la interferencia de sustancias extrañas en la superficie de la solución que está sobre el plato. Se piensa que la espuma se produce por los siguientes factores: - Hidrocarburo líquido. - Productos de degradación de la amina. 5 - 14 - Productos químicos utilizados para tratamiento en los pozos o sistemas de recolección. - Productos químicos utilizados para el tratamiento del agua de reposición. - Sólidos finos suspendidos tales como sulfuro de hierro. Los sólidos suspendidos en la solución por ellos mismos no causan espuma, pero cuando hay espuma la estabilizan. Para evitar la formación de espuma, a veces es efectivo adicionar a la solución un agente antiespumante; sin embargo, esto no corrige el origen del problema. Además, si se adiciona mucho antiespumante a la solución se puede inclusive agravar el problema. Otro problema de común ocurrencia en una planta de amina es la corrosión. Para mantener en control la rata de corrosión, se adiciona un inhibidor de corrosión y se usa acero inoxidable en ciertas partes de los equipos de proceso. Predecir con certeza en qué lugar atacará la corrosión es muy difícil. Por experiencia se han detectado áreas donde hay más tendencia a la corrosión tales como, la parte superior de la despojadora, los tubos del rehervidor, los intercambiadores de calor y alguna tubería de conexión. En estos sitios la temperatura es alta. Ampollamiento por hidrógeno se detecta después de muchos años de servicio en el casco de la absorbedora o de la regeneradora. Craqueo inducido por hidrógeno puede también ocurrir después de muchos años de servicio, en las soldaduras de la vasijas o de la tubería. Corrosión/erosión puede ocurrir en áreas en las cuales la velocidad del fluido es alta, tales como en la línea de retorno del rehervidor, en el punto de entrada de los vapores del rehervidor a la despojadora y aguas abajo de las válvulas que tumban presión. En todos los sistemas de solventes regenerativos, es necesario hacer una reposición periódica de solvente puro a la solución, debido a las pérdidas de solvente durante la operación. Las pérdidas de solvente en los sistemas de tratamiento de gas, pueden ocurrir por las siguientes causas: - Vaporización. - Arrastre. - Degradación y remoción de productos de degradación. - Pérdidas mecánicas. Los solventes usados en el tratamiento de gas como cualquier otro líquido, tienen una presión de vapor que se incrementa con la temperatura. En un sistema de endulzamiento de gas, hay tres vasijas en las cuales el gas y el líquido se separan: 5 - 15 absorbedora, tambor flash y tambor de reflujo. La corriente más voluminosa es la corriente de gas que sale de la absorbedora. Para reducir las pérdidas de solvente por esta fuente, se emplea una sección de lavado con agua. Las pérdidas de solvente en el tambor flash normalmente son pequeñas, dado que el gas que sale por esta vasija es muy pequeño comparado con las demás corrientes de la planta. Cuando la solución se regenera en la despojadora, algo de solvente sale por la cima con el la corriente de gas ácido y el vapor de agua. Luego de la condensación, la mayor parte del agua y la amina retornan como líquido a las cima de la despojadora, con lo cual se recupera la mayoría del solvente. Sin embargo, algo sale en el tambor de reflujo con la corriente de gas ácido. Bajando la temperatura del reflujo, se reducen las pérdidas de solvente en este punto. Se presenta arrastre de solvente cuando hay formación de espuma, o bajo condiciones de alta velocidad del gas. Previniendo la formación de espuma y manteniendo la operación al nivel de carga de diseño, el arrastre puede controlarse y por tanto se controlan las pérdidas de solvente. En los sistemas de aminas alguna degradación de solvente ocurre. Las aminas primarias son las más susceptibles a este problema, por lo cual en tales sistemas se requiere un equipo especial de separación llamado reclaimer, para remover periódicamente los productos de la degradación, los cuales pueden contribuir a la corrosión. Las principales pérdidas de solvente se deben frecuentemente a problemas o acciones mecánicas. Esto incluye el cambio de filtros, escapes por bombas o uniones y limpieza y drenaje de vasijas. 5.5 Solventes para Tratamiento de Gas La mayoría de los solventes químicos regenerativos para endulzamiento son alcanolaminas que corresponden a bases orgánicas débiles. Las alcanolaminas se forman por el reemplazo de uno, dos o tres átomos de hidrógeno de la molécula de amoníaco con radicales de otros compuestos generalmente alcoholes y glicol, para formar aminas primarias, secundarias y terciarias respectivamente. Aminas primarias: - MEA =monoetanolamina - DGA =diglicolamina 5 - 16 Aminas secundarias: - DEA =dietanolamina - DIPA =diisopropanolamina Aminas terciarias: - TEA =trietanolamina - MDEA =metildietilamina Las aminas que son bases, se combinan químicamente con los gases ácidos para formar sales inestables a moderadas temperaturas. Estas sales se rompen a temperaturas altas y bajas presiones (las reacciones químicas son reversibles al reversar las condiciones físicas de temperatura y presión). En el GPSA se muestran en las Eqs. 21-1 a 21-9 las reacciones químicas, y en la Fig. 21-5 las propiedades físicas de varios solventes usados en el tratamiento del gas agrio. Existe una nueva familia de solventes que tiene su base en aminas y se denominan solventes formulados. Su popularidad se debe a que permiten ahorros en tamaños de equipos y en energía sobre casi todas las otras aminas. Las ventajas de la MDEA son válidas para estos solventes reformulados y normalmente estos la superan. La mayoría de estos solventes son formulaciones con base en la MDEA. Los beneficios que los fabricantes de estos solventes aseguran son: Para nuevas plantas, - reducir corrosión - reducir rata de circulación - disminuir los requerimientos de energía - equipos más pequeños debido a la reducción en la rata de circulación Para plantas existentes, - incrementar su capacidad, (mayor rata de carga, o mayor composición de gas ácido de entrada) - reducir corrosión - reducir rata de circulación - disminuir los requerimientos de energía 5 - 17 Entre las compañías que ofrecen este tipo de solventes están: - Dow Chemical Company = GAS/SPEC TM - Huntsman = TEXTREAT TM - Union Carbide Corporation = UCARSOL TM Estas compañías ofrecen su solvente formulado sobre la base de ventas “como es”. Esto significa que no hay costo involucrado de tecnología licenciada y por lo tanto no hay garantías de proceso incluidas. Algunos proveedores ofrecen servicios gratis tales como simulación de procesos en el sitio del servicio técnico, análisis de solventes, etc. Otros solventes químicos diferentes a las aminas se han desarrollado para la remoción de gases ácidos al gas natural. Uno de estos químicos es el carbonato de potasio K 2 CO 3 , que es una sal alcalina y se usa en aplicaciones en las cuales se remueve principalmente CO 2 . El carbonato de potasio reacciona con ambos gases ácidos y el proceso puede ser operado a temperaturas mas altas de la absorbedora que otros solventes (hasta 190 – 230 ºF), por esta razón se conoce como proceso de “marmita caliente – hot pot”. Requiere baja cantidad de calor para regeneración y por tanto es menos costosa su operación que los procesos con aminas. Sin embargo, si la relación H 2 S/CO 2 no es bastante baja, se dificulta la remoción de H 2 S y poder cumplir con la especificación de calidad como gas de venta. Por lo tanto es un proceso bastante atractivo para gas natural con alto contenido de CO 2 . La química del proceso ha sido mejorada con la adición de catalizadores y es licenciado con varios nombres como Benfield de UOP, Catacarb de Eickmeier o FLEXSORB HP de Exxon. 5.6 Comparación de Solventes Químicos para Endulzamiento En la Tabla 5-1 a continuación, se presenta un resumen de algunos parámetros de comparación para diferentes solventes químicos usados en endulzamiento de gas natural. Los datos se obtuvieron en forma teórica para una planta que procesa 50 MMscfd de gas agrio con un contenido de gas ácido (H 2 S +CO 2 ) de 12 % vol. 5 - 18 TABLA 5-1 COMPARACI ÓN PROCESOS DE ABSORCI ÓN/DESORCI ÓN CON SOLVENTES QUÍ MI COS DE ENDULZAMI ENTO Solvente % peso solución con agua Rata de Circulación gpm Carga molar moles gas ácido/mol solvente scf gas ácido remo- vido/gal de solución Vapor de Despojo MEA 18 1475 0.30 2.82 1.2 106,200 DGA 60 870 0.25 4.80 1.5 78,300 DEA 25 865 0.62 4.82 1.1 57,090 DEA (SNPA) 25 485 1.10 8.56 1.1 32,000 MDEA 35 865 0.50 4.82 1.0 51,900 K 2 CO 3 30 1550 0.30 2.69 0.5 45,500 Para MEA y DEA las velocidades de reacción con H 2 S y CO 2 son altas. La MEA, DEA y MDEA compiten con alguna favorabilidad de la MDEA. La reacción de la MDEA con H 2 S es mas lenta que con CO 2 . 5.7 Cálculos Simples Proceso de Endulzamiento con Amina La rata de circulación de solvente en galones por minuto y la remoción de gas ácido (acid gas pick-up) de la solución en scf de gas ácido/galón de solución, se pueden estimar con las siguientes fórmulas generales para aminas: Circ. (US gpm) = ) peso % A * * ML ( AG % * Q * PM * 219 . 0 ) amina ( ) amina ( γ Ec. 5-1 Remoción de gas ácido = ) amina ( ) amina ( PM peso % A * * ML * 72 . 31 γ Ec. 5-2 En la Fig. 21-5 del GPSA se encuentra el peso molecular de las aminas. El peso molecular del K 2 CO 3 es 138.21 lb/lbmol. En la Fig. 21-8 se encuentra la gravedad específica para diferentes soluciones de amina. La gravedad específica para soluciones de K 2 CO 3 se puede estimar con un 2 % de error de la fórmula siguiente: γ (K 2 CO 3 ) =1.0 +(% peso K 2 CO 3 /100) Ec. 5-3 lb/gal sol. lb/h 5 - 19 Ejemplo 5-1 Un flujo de gas de 56 MMscfd (γ =0.7273, Z =0.8706) con un contenido de gas ácido de 8.19 % mol de CO 2 , se alimenta a una absorbedora a 120 ºF y 1,000 psia, para retirarle el CO 2 con un solvente químico. Los solventes a considerar son MDEA y K 2 CO 3 . Determinar la rata de circulación y la remoción de gas ácido de cada uno de estos solventes, si las concentraciones son 35 y 30 % peso respectivamente, y las cargas molares 0.5 y 0.3 moles de gas ácido/mol de solvente. Estimar el diámetro interno de la absorbedora con la ecuación de velocidad vertical terminal si K =0.13. γ (gas) =PM (gas) / PM (aire) =0.7273 PM (aire) =28.9625 lb/lbmol PM (gas) =0.7273 (28.9625) =21.06 lb/lbmol R =10.73 psia ft 3 /ºR lbmol ρ (gas) = RTZ PM * P = 8706 . 0 * 580 * 73 . 10 06 . 21 * 000 , 1 = 3.89 lb/ft 3 De Fig. 5-2 (@ 35 % peso de MDEA), γ (MDEA) =1.035 = ) agua ( ) MDEA ( ρ ρ ρ (agua) =62.4 lb/ft 3 ρ (MDEA) =1.035 * 62.4 = 64.58 lb/ft 3 De Ec. 5-3, γ (K 2 CO 3 ) =1.0 +(% peso K 2 CO 3 /100) =1.0 +30/100 =1.30 De Fig. 21-5 (GPSA), PM (MDEA) =119.16 lb/lbmol De pág. Anterior, PM (K 2 CO 3 ) = 138.21 lb/lbmol De Ec. 5-1, Circ. (US gpm) = ) peso % A * * ML ( AG % * Q * PM * 219 . 0 ) amina ( ) amina ( γ Para MDEA, Circ. (US gpm) = 35 * 035 . 1 * 5 . 0 19 . 8 * 56 * 16 . 119 * 219 . 0 = 661 gpm Para K 2 CO 3 , Circ. (US gpm) = 30 * 30 . 1 * 3 . 0 19 . 8 * 56 * 21 . 138 * 219 . 0 = 1,187 gpm 5 - 20 FI GURA 5-2 I NFORMACI ÓN EJ EMPLO 5-1 1.035 35 5 - 21 De Ec. 5-2, Remoción de gas ácido = ) amina ( ) amina ( PM peso % A * * ML * 72 . 31 γ Para MDEA, Remoción de gas ácido = 16 . 119 35 * 035 . 1 * 5 . 0 * 72 . 31 Remoción de gas ácido = 4.82 scf de gas ácido/gal de MDEA ( 4.82 vs. 3 – 7.5 en guías de Fig. 21-3 del GPSA) Para K 2 CO 3 , Remoción de gas ácido = 21 . 138 30 * 30 . 1 * 3 . 0 * 72 . 31 Remoción de gas ácido = 2.69 scf de gas ácido/gal de K 2 CO 3 Calcular diámetro para absorbedora de MDEA: De Ec. 2-11, V t =K g g L ρ ρ − ρ = 0.13 89 . 3 89 . 3 58 . 64 − = 0.514 ft/s De ecuación de diámetro, d = t V * P T * Z * Q * 4 . 59 , pulgadas d = 514 . 0 * 000 , 1 580 * 8706 . 0 * 56 * 4 . 59 = 57.2” ≈ 60” =5.0 ft A continuación se presenta un procedimiento del GPSA para hacer estimativos gruesos de los principales parámetros, para facilidades convencionales de tratamiento con las aminas MEA y DEA, cuando están presentes el H 2 S y el CO 2 en el gas. Para MEA (se asume 0.33 moles de gas ácido removidos/mol de MEA): US gpm =41*[(Q*y)/x] Ec. 5-4 Para DEA convencional (se asume 0.50 moles de gas ácido removidos/mol de DEA): US gpm =45*[(Q*y)/x] Ec. 5-5 Para DEA alta carga (se asume 0.70 moles de gas ácido removidos/mol de DEA): 5 - 22 US gpm =32*[(Q*y)/x] Ec. 5-6 Las Ecs. 5-4 a 5-6 normalmente suministran un estimado conservativo (alto) de la rata de circulación de solvente requerida. No debe usarse si la concentración combinada de H 2 S y CO 2 es mayor que 5.0 % mol. También están limitadas a una concentración de amina máxima de 30 % peso. Una vez se ha estimado la circulación de amina, el calor al reherbidor y los requerimientos de intercambio de calor se pueden estimar con la información de la Tabla 5-2. Los requerimientos de potencia en bombas y enfriadores con aire, se estiman de la Tabla 5-3. La Fig. 5-3 se usa para estimar el diámetro de la absorbedora, y la Tabla 5-4 para las dimensiones principales de otras vasijas en una planta de aminas. TABLA 5-2 ESTI MATI VOS DE REQUERI MI ENTOS DE I NTERCAMBI O DE CALOR Duty , Btu/h Q Área, ft 2 A Rehervidor ( Fuego directo) 72,000*gpm 11.30*gpm HEX Amina rica/pobre 45,000*gpm 11.25*gpm Enfriador de amina con aire 15,000*gpm 10.20*gpm Condensador de reflujo 30,000*gpm 5.20*gpm TABLA 5-3 ESTI MATI VOS DE REQUERI MI ENTOS DE POTENCI A BOMBAS Y ENFRI ADORES CON AI RE Bomba principal de amina gpm * psig * 0.00065 = hp Bomba reforzadora para amina gpm * 0.06 = hp Bomba de reflujo gpm * 0.06 = hp Condensador aéreo gpm * 0.36 = hp 5 - 23 FI GURA 5-3 CAPACI DAD DE LA ABSORBEDORA 3 850 5 - 24 TABLA 5-4 DI MENSI ONES VASI J AS PROCESO DE AMI NA ( pulgadas ) Rata Circu- Diámetro Tanque Intermedio Acumulador de Reflujo Tambor Flash Filtro de Carbón lación sol. Regenera- Activado gpm dora Diámetro Longitud Diámetro Longitud Diámetro Longitud Diámetro Longitud 10 16 24 72 16 36 24 72 16 84 25 24 42 96 24 48 42 96 24 84 50 30 48 144 30 96 48 144 36 96 100 42 60 192 42 96 60 192 48 96 200 60 84 288 60 96 84 288 60 96 300 72 84 384 72 96 84 384 72 96 400 84 96 384 84 96 96 384 84 96 Ejemplo 5-2 Un flujo de gas agrio de 3.0 MMscfd a 850 psig que contiene 0.6 % mol de H 2 S y 2.8 % mol de CO 2 , se va a endulzar usando una solución de DEA al 20 % peso. Calcular la rata de circulación requerida de amina y los principales parámetros de diseño de un sistema convencional de tratamiento con DEA. De Ec. 5-5 circulación DEA, US gpm =45*[(Q*y)/x] =45[(3*3.4)/20] = 23 gpm Calcular los principales parámetros para los equipos de intercambio de calor con la Tabla 5-2: Rehervidor tipo horno de fuego directo, Q = 72,000 * 23 = 1.66 * 10 6 Btu/h A = 11.3 * 23 =260 ft 2 Intercambiador de amina rica/pobre: Q = 45,000 * 23 = 1.04 * 10 6 Btu/h A = 11.25 * 23 =259 ft 2 5 - 25 Enfriador de amina: Q = 15,000 * 23 = 0.345 * 10 6 Btu/h A = 10.2 * 23 =235 ft 2 Condensador de reflujo: Q = 30,000 * 23 = 0.69 * 10 6 Btu/h A = 5.2 * 23 =120 ft 2 Calcular requerimientos de potencia para bombas y enfriadores con aire con Tabla 5-3: Bombas principales de amina: hp = 23 * 850 * 0.00065 = 12.7 Bombas de refuerzo para amina: hp = 23 * 0.06 = 1.4 Bombas de reflujo: hp = 23 * 0.06 = 1.4 Condensador aéreo: hp = 23 * 0.36 = 8.3 Calcular tamaño de vasijas principales con Tabla 5-4 (@ 23 gpm): Diámetro de regeneradora = 24” Diámetro tanque intermedio = 42” Longitud tanque intermedio = 96” Diámetro acumulador de reflujo = 24” Longitud acumulador de reflujo = 48” Diámetro tambor flash = 42” Longitud tambor flash = 96” Diámetro filtro de carbón activado = 24” Longitud filtro de carbón activado = 84” 5 - 26 De la Fig. 5-3 (@ 850 psig y 3.0 MMscfd de gas), se determina el diámetro de la absorbedora: Diámetro de la absorbedora = 16” 5.8 Solventes Físicos Los solventes físicos no reaccionan químicamente con los gases ácidos, pero tienen una alta capacidad física absortiva. La cantidad de gas ácido absorbido es proporcional a la presión parcial del soluto, y no hay un límite superior evidente debido a saturación, como en el caso de los solventes químicos. Los solventes físicos de absorción tienen la ventaja de que se regeneran por separación con reducción de presión, y por lo tanto no requieren de mucho calor en la columna despojadora. Esto hace que los solventes físicos sean muy útiles en procesos gruesos de remoción de gas ácido, seguidos por una limpieza final usando un solvente químico si H 2 S está presente. Con los solventes físicos es difícil alcanzar especificaciones estrictas para H 2 S y tienen la tendencia a remover hidrocarburos pesados. Algunas compañías licenciadoras de procesos con solventes físicos son: - Union Carbide = Selexol Usa un derivado de glicol polietileno. - Flour Corporation = Fluor Solvent Usa carbonato de propileno anhidro. - The German Lurgi Company & Linde A. G. = Rectisol Usa metanol como solvente. - Ralph M. Parsons Company = Purisol 5 - 27 Usa n-metil 2-pirrolidona (NMP). - Eickmeyer & Associates = Catasol No se reporta el solvente básico. 5.9 Solventes Mezclados Las formulaciones de solventes mezclados contienen solventes físicos y químicos en una solución acuosa. Tienen la ventaja de que reaccionan químicamente con los gases ácidos, con lo cual aseguran altos niveles de remoción de H 2 S, así como altas cargas de gases ácidos cuando la presión parcial es alta. Adicionalmente, el solvente físico en solución remueve más de los compuestos de azufre menos reactivos como son COS, CS 2 y RSH (mercaptano). Otras ventajas son la economía de calor, bajas pérdidas debido a baja presión de vapor y baja rata de corrosión. Una desventaja de los solventes mezclados es el hecho de que el componente solvente físico absorbe hidrocarburos pesados del gas, algunos de los cuales se van con la corriente de gas ácido como alimento a la planta de azufre. Entre los licenciadores de procesos que utilizan este tipo de solventes se encuentran: - Shell E&P Technology Company = Sulfinol El proceso Sulfinol se usa para remover H 2 S, CO 2 , COS, CS 2 , mercaptanos y polisulfuros al gas natural. Es una mezcla del solvente físico Sulfolane, agua y uno de los solventes químicos DIPA (Sulfinol D) o MDEA (Sulfinol M). Este proceso es económicamente atractivo para tratamiento de gases con alta presión parcial de gases ácidos y es muy bueno para gases pobres muy agrios. Si se desea, el Sulfinol M deja pasar el CO 2 . - Exxon = Flexsorb PS - UOP = Hi Pure Este proceso es una combinación del proceso convencional con carbonato de potasio Benfield y el proceso con alcanolamina. La corriente de gas se pone primero en contacto con carbonato de calcio siguiendo luego una absorción con 5 - 28 amina. Con este proceso se pueden lograr concentraciones de salida para CO 2 tan bajas como 30 ppmv y de H 2 S de 1 ppmv. 5.10 Procesos de Endulzamiento Secos Aunque el endulzamiento de los gases agrios se hace predominantemente con solventes regenerativos, hay algunos procesos secos que se usan para este propósito como son: - Iron Sponge El proceso Iron Sponge utiliza viruta de madera impregnada con una forma hidratada de óxido de hierro. El material se coloca dentro de una torre sobre el cual fluye el gas agrio. El H 2 S reacciona con el óxido de hierro para formar sulfuro de hierro hasta que se consume todo el óxido de hierro. Normalmente cuando esto sucede, se saca de servicio la torre y se cambia el material gastado el cual debe ser dispuesto en forma adecuada. Un diagrama típico de este proceso se ilustra en la Fig. 5-4. - Sulfa Treat Recientemente se ha introducido al mercado un producto seco granular con base en óxido de hierro cuya marca es Sulfa Treat. El producto se coloca dentro de una torre como se ilustra en la Fig. 5-5, a través del cual fluye el gas agrio. La velocidad superficial de la corriente de gas no debe ser mayor de 10 ft/min y la temperatura debe estar entre 70 y 100 ºF. El gas debe estar saturado con agua a las condiciones de presión y temperatura de la torre. Sulfa Treat tiene una estructura molecular diferente a la del Iron Sponge. Al reaccionar con H 2 S o mercaptanos, se forma pirita de hierro la cual no es pirofórica. La carga se cambia cuando se consume. El proceso puede ser continuo cuando se usa un sistema de dos torres. 5 - 29 FI GURA 5-4 FI GURA 5-5 Sour Gas Inlet Treated Gas Outlet Water Regeneration Stream Regeneration Stream Air Tower #1 Tower #2 Drain Drain R e v i v i f i c a t i o n A i r THE I RON SPONGE HI DROGEN SULPHI DE REMOVAL PROCESS TYPI CAL SULFATREAT TOWER Sour Gas In Separator Sulfatreat Loading Manway Drain Sour Gas In Clean Out Manway Filter Foam 40 Mesh Grid 4 Mesh Grid Permanent Suport Grid Sweet Gas Out 5 - 30 5.11 Procesos con Solventes Químicos no Regenerativos Cuando el gas es solamente ligeramente agrio es decir, contiene tan sólo unas pocas ppm de H 2 S, un proceso de endulzamiento simple tiene ventajas económicas sobre los procesos típicos descritos anteriormente. Este proceso limpia el gas agrio quitándole el H 2 S consumiéndose el solvente químico del proceso. Por lo tanto es necesario reemplazar el químico periódicamente y disponer en forma segura los productos de la reacción que contienen el azufre. En la Tabla 5-5 se presenta un resumen de los solventes más comunes usados para este propósito. El proceso consiste de una torre que contiene la solución química a través de la cual se hace burbujear el gas agrio. TABLA 5-5 RESUMEN DE PROCESOS DE H 2 S NO REGENERATI VOS Nombre de Marca Químico Base Método de Aplicación Método de Disposición Problemas Scavinox Formaldehido 60 % en metanol Pozo profundo Olor repugnante Chemsweet ZnO Masa con agua Material de relleno Disposición Slurrisweet Fe 2 O 3 Masa con agua Material de relleno Disposición Sulfa-Check NaNO 2 Solución con agua Material de relleno Disposición Sulfa-Scrub Triazina Químico en torre o tubería Pozo profundo Alto costo El proceso Sulfa-Scrub es el desarrollo más reciente. El químico usado en este proceso es triazina la cual reacciona con H 2 S pero no con CO 2 . El producto final puede inhibir corrosión y es soluble en agua; por lo tanto, su disposición puede hacerse adicionándolo simplemente a un sistema de disposición de agua. 5 - 31 NOMENCLATURA A = área para intercambio de calor, ft 2 A%peso = porcentaje en peso amina en la solución, % %AG = porcentaje mol de gas ácido, % d = diámetro, pulgadas ML = carga molar (mole loading), moles de gas ácido/mol de solución(Amina) P = presión del sistema, psia PM = peso molecular, lb/lbmol Q = rata estándar de flujo de gas, MMscfd ; cantidad de calor “duty”, Btu/h R = constante universal de los gases, 10.73 psia ft 3 /ºR lbmol T = temperatura del sistema, ºR V t = velocidad vertical terminal, ft/s x = concentración de amina en la solución, % peso y = concentración del gas ácido en el gas agrio, % mol Z = factor de compresibilidad, adimensional γ = gravedad específica ρ = densidad, lb/ft 3 6.0 SEPARACI ÓN DE LÍ QUI DOS RECUPERADOS DEL GAS NATURAL 6 - 2 6.0 SEPARACI ÓN DE LÍ QUI DOS RECUPERADOS DEL GAS NATURAL 6.1 I ntroducción Los líquidos recuperados del gas natural (NGL), forman una mezcla multicomponente la cual se separa en fracciones de compuestos individuales o mezclados, mediante una operación de fraccionamiento. Se le llama destilación al proceso mediante el cual se logra realizar la operación de fraccionamiento. En forma general cuando el gas natural de producción tiene 1.3 % mol de propano, puede ser económico recuperar gases licuados del petróleo (GLP). Cuando el porcentaje es inferior a dicho valor, debe hacerse un análisis de alternativas minucioso antes de instalar facilidades para recuperación de GLP. 6.2 Propósito del Fraccionamiento Cualquier planta de procesamiento de gas que produce líquidos del gas natural (NGL), requiere de al menos una fraccionadora para producir un líquido que cumpla con las especificaciones para venta. Por lo tanto, el propósito del fraccionamiento es obtener de una mezcla de hidrocarburos líquidos, ciertas fracciones que como productos deben cumplir especificaciones como las mostradas en las Figs. 2-1, 2-2 y 2-3 del GPSA. Para separar una corriente líquida de hidrocarburos en varias fracciones, se requiere una torre de destilación por fracción. De otra forma, si lo que se quiere es estabilizar la corriente del hidrocarburo condensado recolectado en el separador de entrada a la planta, para recuperar las fracciones de pentano y más pesadas (C 5 + ), se utiliza una torre estabilizadora en la cual se separan las fracciones de 5 hidrocarburos y más pesados, los cuales salen por el fondo y las fracciones de 4 hidrocarburos y más livianos (C 4 - ), las cuales salen por la cima. Generalmente esta fracción de cima de butano y más livianos, se consume dentro de la misma planta como gas combustible. El producto de fondo se vende como un condensado estabilizado, al cual se le controla en la torre la presión de vapor Reid (RVP), con la cual se determina el tipo de tanque de almacenamiento requerido (Para gasolina 6 - 3 natural 10–34 RVP, se recomiendan tanques esféricos, cilíndricos horizontales o verticales con domo; para gasolina 5-14 RVP tanques con techo flotante o de techo fijo con venteo). En la Fig. 6-1 se ilustra una instalación típica para estabilización de condensado. El número total de columnas de destilación depende de la composición del alimento y del número de productos a ser recuperado. En un sistema en el cual se recupera etano, GLP (mezcla de C 3 ’s y C 4 ’s) y el balance como C 5 + , se requiere un mínimo de tres columnas de destilación para las separaciones siguientes: - Separar el metano de los hidrocarburos de dos y más carbonos. - Separar el etano de los hidrocarburos de tres y más carbonos. - Separar el GLP y los C 5 + . En la Fig. 6-2 se muestra un tren de fraccionamiento usado para producir tres productos. La corriente de alimento contiene mucho etano para ser incluido en los productos; por eso, la primera columna es una deetanizadora. La corriente de cima de la deetanizadora se recicla a la planta de procesamiento aguas arriba, o se envía al sistema de gas combustible. El producto de fondo de dicha columna, es la carga a la segunda columna llamada depropanizadora; en la cual se obtiene como producto de cima, propano en especificaciones. El producto de fondo es una mezcla de C 4 ’s y gasolina que va a la tercera columna. Esta es una debutanizadora, en la cual se separan los productos butano y gasolina. Esta separación es controlada por la limitación de presión de vapor en la gasolina. El butano producto se puede vender como una mezcla, o se puede separar en otra torre en iso-butano y normal-butano, productos que tienen aplicación como materia prima para petroquímicos. La demetanizadora es otra clase de fraccionadora, la cual no usa condensador de reflujo externo para producir líquido para el contacto con los vapores en la torre. Esta torre se encuentra en plantas criogénicas. Como puede verse en la Fig. 6-3, el alimento al plato de cima compuesto por 12 % mol como líquido a baja temperatura, suministra el líquido de reflujo. Este líquido junto con las otras corrientes de alimento, es la carga líquida a la torre. El rehervidor es el punto de control para la pureza del producto de fondo. La composición de cima es función de las unidades de proceso aguas arriba. Esta es una aproximación económica para obtener un solo producto, pero la eficiencia de separación está limitada. Una mejor recuperación o una separación más fina, se logra adicionando un condensador de reflujo y una sección de rectificación. 6 - 4 FI GURA 6-1 FI GURA 6-2 FRACTI ONATI ON TRAI N 6 - 5 6 - 6 FI GURA 6-3 7.0 SI MULACI ÓN DE PROCESOS 7 - 2 7.0 SI MULACI ÓN DE PROCESOS 7.1 I ntroducción El propósito de este capítulo es dar las guías necesarias para construir casos de simulación de procesos mediante el programa de computador HYSYS (16) versión HYSYS.Process Ver 3.1. No se trata de un curso para dar a conocer en forma detallada la herramienta, sino de desarrollar ejemplos en forma aplicada, que cubren los temas tratados en los capítulos anteriores. De esta forma se espera que con ayuda de esta herramienta, se pueda lograr un mejor entendimiento de las diferentes operaciones unitarias que en forma conjunta y mediante un determinado arreglo, llegan a representar un proceso específico como es el tratamiento del gas natural. Dado que el programa de simulación es en el idioma inglés, se utilizarán los términos en dicho idioma, para explicar las aplicaciones. 7.2 Bases para Construir un Caso Cuando se da inicio al programa aparece la pantalla que se indica abajo. El primer paso es seleccionar un nuevo caso “New Case”, haciendo click donde indica la flecha. New Case 7 - 3 Aparece el Simulation Basis Manager: Ahora es necesario fijar un conjunto de preferencias. • Selección de Unidades En Hysys es posible fijar el conjunto de unidades tales como sistema internacional, sistema europeo y sistema británico o unidades de campo “Field”, y con base en ellas, el usuario puede conformar su propio conjunto. En este curso se usarán las unidades de campo “Field” y variaciones de usuario con base en este conjunto, puesto que tienen un uso generalizado en la industria del petróleo. La selección de unidades se hace de la siguiente forma: 1. Seleccionar “Tools” de la barra de menús, escoger “Preferences”. 2. En la pestaña “Variables” señalar “Units”. 3. Seleccionar el conjunto de unidades de campo “Field”. 4. Hacer click en “X” para iniciar la simulación. 7 - 4 • Simulation Basis Manager Al iniciar un nuevo caso, se entra al “Simulation Basis Manager”. Esta pantalla permite crear y manipular cualquier paquete de fluido. HYSYS usa el concepto de paquete propietario de fluido “Property Package”, en el cual está contenida toda la información necesaria para hacer cálculos de propiedades físicas y de equilibrios flash. Aquí se define toda la información tal como: paquete propietario, componentes puros, componentes hipotéticos, etc. Hacer click en la pestaña “Fluid Pkgs” y luego en el botón “Add” para seleccionar un paquete de propiedades. El siguiente paso es seleccionar “EOSs” para escoger una ecuación de estado. El modelo recomendado para aplicaciones en procesamiento de gas natural que contiene agua es el de Peng Robinson. En la Fig. 7-1 se presenta un diagrama de flujo el cual puede utilizarse para seleccionar un paquete de propiedades, según sea la substancia a procesar. Todos los casos que se desarrollan en este capítulo utilizan el modelo “Peng Robinson”; por lo tanto, el siguiente paso es seleccionar “Peng Robinson”. DIAGRAMA DE FLUJO PARA SELECCIÓN DE UN MODELO TERMODINÁMICO Peng Robinson Tiene bastante H 2 ? P <1,000 psia ? Es agua pura ? ASTM 1967 Steam Package P <10 atm ? Grayson-Streed Aplican las restricciones Peng Robinson Es agua agria ? de Chao-Seader ? (SRK, PRSV, Chao, Grayson) ( H 2 O, CO 2 , H 2 S, NH 3 + Sour PR o Sour SRK hidrocarburos) Peng Robinson (SRK, PRSV) Es gas natural + Amines Endulzamiento ? Package P <100 mm Hg ? Presión de Vapor Presión de Vapor Es gas natural + Peng (PR, SRK, PRSV) Agua ? Robinson Tiene aceite ? P <10 atm ? Tiene compuestos polares ? Aplican las restricciones Peng Robinson de Chao-Seader ? (SRK, PRSV, Chao, Grayson) Peng Robinson (SRK, PRSV) Modelos de Actividad FI GURA 7-1 Si Si Si No Si No No Si No Si No Si No Si No Si No No No Si No Si Si No B A Si No Cerca de Pto. Crítico ? PRSV, Modelo Actividad con RK-Fase Vapor Ideal No Si PRSV Fase Líquida Fase Vapor División Fases ? Dimerización Fase Vapor ? Wilson, Uniquac, NRTL, Margules, Van Laar Ley de Gas Ideal No No Virial Si Uniquac, NRTL, Margules, Van Laar Si Restricciones de Chao-Seader : * 0<T<500°F y P<1,000 psia * Hidrocarburos (excepto Metano), 0.5<Tri<1,3 y Pr,mezcla<0,8 * Si hay CH4 o H2, Tr,mezcla<0,93 y CH4<0,3 fracc. mol y Gases disueltos<0,2 fracc. mol * Para predecir K de parafinas y olefinas, Fase líquida aromáticos <0,5 fracc. mol. Para aromáticos se reversa la regla. A B SUBSTANCIA 7 - 5 7 - 6 Hacer click en “X” para cerrar esta ventana. El paso siguiente es seleccionar los componentes. Se van a seleccionar los siguientes componentes: H 2 O, N 2 , CO 2 , H 2 S, C 1 , C 2 , C 3 , iC 4 , nC 4 , iC 5 , nC 5 , C 6 y C 7 . Hacer click en la pestaña “Components”, seleccionar “Component List - 1”, hacer click en el botón “View...” y aparece la vista de lista de componentes. 7 - 7 Una de las formas de adicionar los componentes es utilizando el cajón “Match”. Colocar el cursor en dicho cajón, escribir H2O y dar “Enter”, en “Match” escribir N2 y dar “Enter”, en “Match” escribir CO2 y dar “Enter”, en “Match” escribir H2S y dar “Enter”, con el cursor marcar desde “Methane” hasta “n-Heptane” y dar “Enter”. Cerrar haciendo click en “X” y nuevamente en el botón “Enter Simulation Environment”. Ahora se puede empezar a construir un caso de simulación. El “Object Palette” contiene todos los objetos (corrientes, equipos, unidades lógicas, etc.), que se usan para construir un caso de simulación; se activa o desactiva con “F4”. Para escoger un objeto se da doble click sobre él, o se coge con el botón derecho del “mouse” y se arrastra soltándolo en el “PFD”. • Adicionar una Corriente y Hacer un Cálculo Flash En Hysys hay dos tipos de corrientes, de materia y de energía. Las corrientes de materia tienen una composición y parámetros tales como temperatura, presión y Object Palette 7 - 8 ratas de flujo. Se usan para representar corrientes de proceso. Las corrientes de energía tienen solamente un parámetro, flujo de calor. Se usan para representar el duty suministrado o retirado en una operación unitaria. Siempre que se desee se puede maximizar la vista del PFD haciendo click en el cuadro de la esquina superior derecha Siempre que se desee agrandar el dibujo al tamaño de la pantalla, hacer click en el cuadro de la esquina inferior izquierda Una de las formas para adicionar una corriente es desde el “Object Palette”. 1. Si no está activado el “Object Palette” presionar “F4”, coger con el botón derecho del “mouse” la flecha azul “Material Stream” y arrastrarla soltándola solamente en el “PFD”. 2. Aparece en el “PFD” una flecha azul que indica la corriente 1, hacer doble click sobre la flecha azul para que se despliegue la vista de propiedades de la corriente. 3. Seleccionar el cajón de la parte superior donde está el 1, escribir “Gas de Zoom All 7 - 9 Producción” y dar “enter” . 4. Hacer doble click en el cajón “Molar Flow” para empezar a suministrar la composición molar del gas. Los campos que aparecen en color azul se utilizan para los datos de entrada, los campos que aparecen en color negro son datos calculados y no se pueden cambiar. 5. Entrar la siguiente composición: H 2 O =0.0000, N 2 =0.0094, CO 2 =0.0562, H 2 S =0.0187, C 1 =0.7114, C 2 =0.0654, C 3 =0.0328, iC 4 =0.0169, nC 4 = 0.0084, iC 5 =0.0478, nC 5 =0.0095, nC 6 =0.0169 y nC 7 =0.0066. 6. Presionar el botón “OK” cuando todas las fracciones molares hayan sido entradas. 7. Adicionar valores para “Temperature” =178 ºF, “Pressure” =966.8 psia y “Molar Flow” =6,527 lbmol/h. 8. Como puede observarse en la Fig. A, el programa ha hecho un cálculo flash a P y T. La corriente se encuentra en fase de vapor “Vapour/Phase Fraction =1.000”. A. Cálculo Flash B. Temperatura de Rocío 7 - 10 9. Para calcular la temperatura de rocío de dicha corriente de gas, borrar la temperatura y entrar un valor de 1.0000 en el campo “Vapour/Phase Fraction”. Como puede observarse en la Fig. B, la temperatura calculada de saturación o rocío para el hidrocarburo gaseoso es 177.86 ºF. Colocar el cursor en el campo “Vapour/Phase Fraction” y borrar el valor de 1.0000, entrar en el campo de “Temperature” el valor de 178 ºF. De esta forma se simula la corriente “Gas de Producción” en su punto de rocío como hidrocarburo, pues la composición del gas es en base seca (no contiene agua). Más adelante se verá cómo saturar el gas con agua utilizando el simulador. 10. Hacer click en “X” para volver al PFD. 11. Ir al menú “File” y seleccionar “Save As...”, escribir “Ejemplo 7-1”. 7.3 Separador de Dos Fases de Entrada a Planta de Gas A continuación se ilustra con un ejemplo un caso para calcular las corrientes de “Gas” y “Líquido” a fin de diseñar el separador de entrada a una planta de procesamiento de gas. Ejemplo 7-1 Un flujo de 60 MMscfd de gas de producción saturado con agua a 966.8 psia y 178 ºF sale del separador de una estación de recolección y llega al separador de entrada a la planta de procesamiento a 915 psia y 100 ºF, ubicada a un poco más de 42 Kms. Calcular los flujos másicos y las propiedades del gas y el líquido a ser separados. Comparar las dimensiones del separador calculado en el Ejemplo 2-2 con las calculadas por el simulador. 7 - 11 1. Abrir el caso Ejemplo 7-1.hsc. Del menú seleccionar “File”, “Open”, “Case” y cargar el archivo. 2. Adicionar la corriente “Agua de Producción” como se explicó anteriormente. En “Molar Flow” entrar el valor de 1.0000 para la composición molar del H 2 O, hacer click en “Normalize” y luego en “OK”. 3. Entrar los valores de temperatura y presión de 178 ºF y 966.8 psia respectivamente. Hacer click en “X” para cerrar la vista de propiedades de la corriente. 4. Adicionar la Operación “Balance”, seleccionando con el botón derecho del “mouse” el botón del “Object Palette” que se indica a continuación, arrastrarlo y soltarlo en el PFD: Balance 7 - 12 5. Una vez en el PFD, hacer doble click en la operación “Balance” para desplegar la vista de los datos de entrada. En la pestaña “Connections” entrar la información que se muestra en la figura a continuación: - Inlet Streams =“Agua de Producción”, “Gas de Producción” - Outlet Streams =“Gas de Producción con Agua” 6. En la pestaña “Parameters” en el cuadro “Balance Type” marcar “Mole”, ir a la pestaña “Work Sheet”, buscar la corriente “Gas de Producción con Agua” y especificar temperatura 178 ºF y presión 966.8 psia. Hacer click en “X” para regresar al PFD. 7. En la barra de botones de la parte superior hacer click sobre el botón de “Workbook”. 8. Ubicarse en la casilla “Mass Flow” de la corriente “Agua de Producción” y manualmente empezar a dar valores hasta que la corriente “Gas de Producción con Agua” muestre algo de agua libre (“Vapour Fraction” =0.9999). Iniciando con 1,000 lb/h la fracción de vapor es 1.0000, para 1,115 lb/h es 0.9999, para 1,114 lb/h es 1.0000, luego dejar este valor. Se ha determinado que con 1,114 lb/h de agua el gas se satura, y esta es la composición del gas en equilibrio con agua que sale de la estación de recolección. 9. Para regresar al PFD, hacer click en la parte superior sobre el botón correspondiente: 7 - 13 (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-1” presionando el botón “Save Case”) 10. Si se desea se puede maximizar la vista del PFD haciendo click en el cuadro de la esquina superior derecha: 11. Adicionar la operación “Pipe Segment”, seleccionando con el botón derecho del “mouse” el botón del “Object Palette” que se indica a continuación, arrastrarlo y soltarlo en el PFD: 12. Una vez en el PFD, hacer doble click en el cajón de la operación “Pipe Segment” para desplegar la vista de los datos de entrada. En la pestaña “Design” señalar “Connections” y entrar la información que se muestra en la figura a continuación: - Inlet =“Gas de Producción con Agua” - Outlet =“Gas de Llegada” - Energy =“EP-100” Pipe Segment 7 - 14 13. Señalar “Parameters” y seleccionar la correlación de Beggs and Brill para flujo en dos fases. 14. Ir a la pestaña “Rating” señalar “Sizing”, hacer click en “Append Segment” y entrar la siguiente información: - Fitting/Pipe =Pipe - Length =139,000 ft - Elevation Change =0.0000 - Outer Diameter, doble click - Pipe Schedule =Schedule 40 - Nominal Diameter =16.00 in, hacer click en “Specify” y nuevamente en “X” 15. Señalar “Heat Transfer”, en “Specify By” marcar el radio-botón “Overall HTC” y entrar Ambient Temp =90 ºF. Marcar el radio-botón “Estimate HTC” y entrar 7 - 15 Ambient Medium = Ground, Ground Type = Wet Clay. Marcar la casilla “Include Outer HTC” y la operación Pipe calcula las condiciones de la corriente “Gas de Llegada”. 16. Hacer click en “X” para regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-1” presionando el botón “Save Case”) 17. Adicionar la operación “Separator”, seleccionando con el botón derecho del “mouse” el botón del “Object Palette” que se indica a continuación, arrastrarlo y soltarlo en el PFD: 18. Una vez en el PFD hacer click con el botón derecho del mouse para cambiar la apariencia del separador de vertical a horizontal, seleccionar Change I con... y escoger la figura correspondiente a separador horizontal, hacer click sobre el botón OK, nuevamente en el PFD hacer doble click sobre la figura de la operación “Separator” para desplegar la vista de los datos de entrada. En la pestaña “Design” señalar “Connections” y entrar la siguiente información: - Inlets =Gas de Llagada - Vapour Outlet =Gas - Liquid Outlet =Líquido 19. Hacer click en “X” para regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-1” presionando el botón “Save Case”) 20. Comparar las dimensiones del separador calculado en el Ejemplo 2-2 con las calculadas por el simulador: Separator 7 - 16 - En la barra de menús hacer click en “Tools”, “Utilities”. Marcar “Vessel Sizing” y hacer click en “Add Utility”. - En “Connection” entrar la siguiente información: Name =Separador de Entrada, hacer click en “Select Separator...” y en “Object” marcar “V-100” y hacer click en “OK”, marcar la opción “Horizontal”. - Señalar “Sizing”, en “Available Specifications” marcar “Demister Thickness” y hacer click en “Add Spec”. En “Active Specifications” entrar los siguientes valores: L/D Ratio = 5.9, Liq. Res. Time = 000:15:0.00, Demister Thickn =6 in. 7 - 17 - Señalar “Construction” y entrar los siguientes valores: Material Type = Carbon Steel, Shell Thickness =2.25 in, Corrosion Allowance =0.0625 in, Efficency of J oints =0.85. - Señalar la pestaña “Performance” y comparar los resultados con los calculados por el método manual en el Ejemplo 2-2: 29.5 ft Resultados Ejemplo 2-2 5.9 5.0 ft HHLL =3.0 ft HLLL =10” (0.83 ft) 7 - 18 - Hacer click en “X” y nuevamente en “X” en la ventana “Available Utilities” para regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-1” presionando el botón “Save Case”) Como puede observarse al comparar los resultados; el método manual compara bien con los cálculos del simulador de proceso. Es necesario tener en cuenta que estos separadores deben diseñarse en forma generosa para evitar problemas operacionales en los equipos aguas abajo en la planta de procesamiento de gas, que pueden resultar muy costosos. 7.4 Separador de Tres Fases en Succión de Compresor de Planta de Gas A continuación se ilustra con un ejemplo un caso para calcular las corrientes de “Gas”, “Condensado” y “Agua”, a fin de diseñar un separador trifásico vertical de entrada a una planta de procesamiento de gas, del cual succiona el compresor de carga. Ejemplo 7-2 Una corriente de “Gas de Producción” de 55.0 MMscfd (6,039 lbmol/h) en su punto de rocío (171 ºF y 50 psia) tiene la composición molar que se muestra mas adelante en el Paso 5; la cual está en base seca, por lo tanto debe saturarse con agua. Antes de entrar al separador de la planta de gas que está ubicada a 9 Kms de la estación de recolección, la mezcla que llega se enfría a 95 ºF. La tubería que transporta el gas es de 30” de diámetro externo y 0.5” de espesor. Calcular las corrientes “Gas”, Hvd =2.0 ft 7 - 19 “Condensado” y “Agua” para diseñar el separador trifásico vertical del Ejercicio T-1. 1. Abrir el caso Ejemplo 7-1.hsc y salvarlo como Ejemplo 7-2.hsc. Hacer click sobre el separador (operación V-100) y borrarlo. Hacer click sobre la corriente “Líquido” y borrarla. En la barra de menús ir a “Tools”, “Utilities” y hacer click en el botón “Delete Utility” para borrar la utilidad Separador de Entrada. Regresar al PFD. 2. Hacer doble click sobre la corriente “Gas de Producción” a fin de cambiar sus condiciones y composición. Hacer doble click sobre el campo “Molar Flow”, hacer click en “Erase”, en “OK”, y en la ventana de la corriente en “X”. 3. Se van a adicionar los componentes C 8 , C 9 y C 10 , para lo cual se requiere hacer click en la barra de botones de la parte superior sobre el correspondiente al “Enter Basis Environment”: 4. Hacer click en “View”, seleccionar los componentes C 8 , C 9 y C 10 y dar “Enter”, click en “X” y nuevamente en “Return to Simulation Environment ...”. Sale una ventana preguntando si desea dejar el caso en “...HOLDING mode...”, hacer 7 - 20 click en “NO” para retornar al PFD. Agrandar la ventana del PFD al tamaño de la pantalla haciendo click en el botón Zoom All. 5. Editar la corriente “Gas de Producción” haciendo doble click sobre ella, hacer doble click sobre el campo “Molar Flow” y entrar la siguiente composición: H 2 O =0.0000, N 2 =0.0068, CO 2 =0.0362, H 2 S =0.0000, C 1 =0.5510, C 2 = 0.1219, C 3 =0.0879, iC 4 =0.0256, nC 4 =0.0394, iC 5 =0.0252, nC 5 = 0.0220, nC 6 =0.0343, nC 7 =0.0240, nC 8 =0.0169, nC 9 =0.0058 y nC 10 = 0.0030. Hacer click en “OK”. 6. Cambiar los datos existentes por los siguientes: Temperature =171 ºF, Pressure =50 psia y Molar Flow =6,039 lbmol/h. Hacer click en “X”. 7. En el la barra de botones hacer click en el botón del“Workbook” 8. Entrar los siguientes datos: en las corrientes “Agua de Producción” y “Gas de Producción con Agua”, columnas 2 y 3 respectivamente, temperatura 171 ºF y presión 50 psia. En la corriente “Agua de Producción” para el campo “Mass Flow” entrar 15,371 lb/h. Con esta cantidad de agua el gas queda saturado y para verificarlo, entrar un valor de 15,372 lb/h y observar que en la columna 3 para el campo “Vapour Fraction” aparece un valor de 0.9999. Esto indica que aparece agua libre en la corriente “Gas de Producción con Agua”. Regresar al valor de 15,371 lb/h. 9. En la barra de botones hacer click en el correspondiente al “PFD” y maximizar la ventana. 7 - 21 (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-2” presionando botón “Save Case”) 10. A fin de que el programa no se ejecute mientras se están haciendo cambios, en la barra de botones hacer click en el correspondiente a “Solver Holding”. 11. Hacer doble click en la corriente “Gas de Llegada”, señalar el cajón “Stream Name” y cambiar el nombre por “Gas 01”, cerrar la ventana. Hacer doble click sobre la figura de la tubería “PIPE-100” para editar la operación. Ir a la pestaña “Rating”, hacer click en “Delete Segment”, hacer click en “Append Segment” y entrar la siguiente información: Fitting/Pipe =Pipe, Length =29,520 ft (9 Km), Outer Diameter =30”, Inner Diameter =29”, Increments =50. Hacer click en “X” y nuevamente en la barra de botones sobre el correspondiente a “Solver Active”. 12. Adicionar la operación “Cooler”, seleccionando con el botón derecho del “mouse” el botón del “Object Palette” que se indica a continuación, arrastrarlo y soltarlo en el PFD. 7 - 22 13. Hacer doble click sobre la figura “Cooler” para editarlo e ingresar la siguiente información: Inlet = Gas 01, Energy =EE-100, Outlet =Gas de Llegada. Señalar “Parameters” y en el campo “Delta P” ingresar 0.5 psi. Hacer click en “X”. 14. Hacer doble click en la corriente “Gas de Llegada” y entrar una temperatura de 95 ºF. Hacer click en “X”. 15. Adicionar la operación “3-Phase Separator”, seleccionando con el botón derecho del “mouse” el botón del “Object Palette” que se indica a continuación, arrastrarlo y soltarlo en el PFD. 16. Como se desea un separador vertical, se cambia la apariencia de la figura de horizontal a vertical haciendo click con el botón derecho del “mouse” sobre la figura del separador trifásico “V-100”, seleccionar “Change Icon”, escoger la figura vertical y hacer click en “OK”. 17. Hacer doble click sobre la figura del separador trifásico “V-100” y entrar la siguiente información: Inlets =Gas de Llegada, Vapour =Gas, Light Liquid = Condensado, Heavy Liquid =Agua. Hacer click en “X”. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-2” presionando el botón “Save Case”) 18. Editar las corrientes “Gas”, “Condensado” y “Agua”, haciendo doble click sobre cada una de ellas. En la pestaña “Worksheet” señalando “Conditions” se encuentran las condiciones y flujos de las corrientes y señalando “Properties”, se encuentran todas las propiedades. Cooler 3-Phase Separator 7 - 23 De esta manera, se pueden observar resultados como los siguientes para la corriente “Gas”, los cuales servirán como información para calcular las dimensiones del separador vertical trifásico del Ejercicio T-1: 7.5 Contenido de Agua en el Gas Natural Normalmente los laboratorios reportan la composición del gas natural en base seca; sin embargo, en muchos cálculos es necesario conocer el contenido de agua (en equilibrio) para saturar el gas. Como se vio en los Ejemplos 7-1 y 7-2, con el simulador se puede estimar dicho contenido. A continuación se presentan dos ejemplos de cálculo del contenido de agua para gas que contiene CO 2 y H 2 S. Ejemplo 7-3 Determinar el contenido de agua para saturar una mezcla 80% CH 4 - 20% CO 2 a 160 ºF y 2,000 psia. Comparar los resultados con los del Ejemplo 3-2. 7 - 24 1. Abrir un caso nuevo y seleccionar la ecuación de estado (EOS) de Peng - Robinson. 2. Ir al “Simulation Basis Manager”, hacer click en la pestaña “Components”, seleccionar “Component List - 1”, hacer click en el botón “View...” y adicionar H 2 O, CO 2 , H 2 S, y C1, ir al ambiente de simulación y maximizar la vista del PFD. 3. Seleccionar un conjunto de unidades para lo cual se hace lo siguiente: En la barra de menús hacer click sobre “Tools” y escoger “Preferences”. Ir a la pestaña “Variables”, marcar “Field”, hacer click sobre “Clone”, en el campo “Unit Set Name” ingresar “Usuario 01”. En el cuadro “Display Units” ir al campo “Flow” y en la parte superior de la ventana donde aparece en letras negras “lbmole/hr”, hacer click y seleccionar “MMSCFH”. Hacer click sobre “Save Preference Set...” y en la ventana que se abre escribir en el campo para nombre de archivo “Usuario 01”, seleccionar o crear una carpeta para guardar el conjunto de unidades (puede ser la misma en la que se guardan los casos), hacer click sobre “Guardar” y en la ventana de unidades hacer click sobre “X”. 4. Seleccionar una corriente de materia “Material Stream” del “Object Palette” y colocarla sobre el PFD. Editar la corriente y entrar la siguiente información: Stream Name =Gas con CO2, Temperature =160 ºF, Pressure =2000 psia. 5. En el campo “Molal Flow” hacer doble click e ingresar la siguiente composición: H 2 O =0.00, CO 2 =0.20, H 2 S =0.00, C 1 =0.80. Hacer click en “OK”, en el campo “Molar Flow” ingresar 1 MMSCFH y regresar al PFD. Salvar el caso como Ejemplo 7-3.hsc 6. Adicionar otra corriente, editarla e ingresar la siguiente información: Stream Name =Agua, Temperature =160 ºF, Pressure =2000 psia. En el campo “Molal Flow” hacer doble click e ingresar H 2 O =1, normalizar, hacer click en “OK” y regresar al PFD. 7. Del “Object Palette” seleccionar la operación “Balance” y colocarla en el PFD. Editar la operación, en la pestaña “Connections” entrar la siguiente información: Inlet Streams =“Agua”, “Gas con CO2”, Outlet Streams =“Gas Saturado”. Ir a la pestaña “Parameters” y en el cuadro “Balance Type” marcar “Mole”, ir a la 7 - 25 pestaña “Worksheet”, buscar la corriente “Gas Saturado” e ingresar temperatura 160 ºF y presión 2,000 psia. Hacer click en “X” para regresar al PFD. 8. En la barra de botones, hacer click en el botón del “Workbook” y en la corriente “Agua” sobre el campo “Mass Flow”, empezar a ingresar valores hasta saturar con agua la corriente “Gas Saturado”. 9. La corriente está saturada, cuando se observa en el “Workbook” para la corriente “Gas Saturado”, que en el campo “Vapour Fraction” hay un cambio de 1.0000 a 0.9999. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-3” presionando el botón “Save Case”) Para asegurarse que el gas siempre está saturado con agua, puede instalarse un separador y observar cuándo aparece en la corriente líquida de fondo, un valor ligeramente superior a cero. 10. Editar la corriente “Gas Saturado” y cambiar el nombre por “Gas con Agua”. Regresar al PFD e instalar una operación “Separator”, editarla e ingresar la siguiente información: Inlets =Gas con Agua, Vapour Outlet =Gas Saturado, Liquid Outlet =Agua Libre. Regresar al PFD. 11. En la barra de botones ir al “Workbook” y en la corriente “Agua” sobre el campo “Mass Flow”, empezar a ingresar valores hasta que los datos de flujo de la corriente “Agua Libre”, cambien de 0.0000 a un valor ligeramente superior. En dicho valor se satura con agua la corriente “Gas Saturado”. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-3” presionando el botón “Save Case”) A continuación se muestra el PFD y los resultados obtenidos. Con qué cantidad de agua se satura el gas? lb/h 7 - 26 7 - 27 Como puede observarse, el contenido de agua requerido para saturar el gas es 210.7 lb/MMscf Vs. (182 lb/MMscf por el método 1 y 172 lb/MMscf por el método 2, calculados en el Ejemplo 3-2). El valor experimental es 172 lb/MMscf. Ejemplo 7-4 Calcular el contenido de agua en equilibrio para un gas agrio que contiene 45% mol de CH 4 , 15% mol de H 2 S y 40% mol de CO 2 , a 100 °F y 2,000 psia. Comparar con el resultado del Ejemplo 3-3. 1. Abrir el caso “Ejemplo 7-3” y salvarlo como “Ejemplo 7-4.hsc”. 2. En la barra de botones activar “Solver Holding”. 3. Editar la corriente “Gas con CO2” y cambiarla por “Gas Agrio”, cambiar el valor de temperatura a 100 ºF, cambiar la composición molar por: H 2 O =0.00, CO 2 =0.40, H 2 S =0.15 y CH 4 =0.45, hacer click en “OK” y en “X”. 4. Ir al “Workbook” y cambiar los valores de temperatura a 100 ºF, en las corrientes “Agua” y “Gas con Agua”. Activar el botón “Solver Active”. 5. Ingresar valores de flujo másico en la corriente “Agua” hasta saturar la corriente “Gas con Agua” (el “Mass Flow” para la corriente Agua Libre ligeramente mayor que 0). El contenido de agua calculado con el simulador para saturar el “Gas Agrio” es : lb/MMscf Vs. 79.04 lb/MMscf calculados en Ejemplo 3-3. Como puede verse el contenido de agua calculado con el simulador es mayor que el calculado por los métodos manuales. 7 - 28 (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-4” presionando el botón “Save Case”) Generalmente el contenido de agua para gases agrios, que se predice con los simuladores de proceso es razonablemente bueno hasta 800 psig; por encima de dicho valor, los modelos de estado en simuladores comerciales sobrepredicen sustancialmente dicho contenido. Por lo tanto es necesario ser muy cuidadosos cuando se está diseñando un sistema de deshidratación con glicol, porque si se sobreestima el contenido de agua saturada del gas a la especificación de punto de rocío, se puede llegar a un diseño con el cual no se alcanza la remoción de agua requerida. 7.6 Cálculo de Condiciones para Formación de Hidrato Con Hysys se pueden calcular en forma segura la temperatura (o la presión) de formación de hidrato, para un amplio rango de composiciones de gas a varias temperaturas y presiones. Los modelos de predicción se basan en principios termodinámicos y ecuaciones de estado para generar las propiedades en los cálculos de condiciones de equilibrio. Estos modelos aplican a condiciones extremas de operación, con mucho mayor grado de confiabilidad que los métodos empíricos o las cartas. EJ EMPLO 7-5 Encontrar la presión de formación de hidrato para 100 lbmol/h de un gas a 300 psia, si la temperatura de la corriente es 50 °F. La composición molar es: N 2 =0.094, CO 2 =0.002, C 1 =0.784, C 2 =0.060, C 3 =0.036, IC 4 =0.005, NC 4 =0.019. Comparar con el valor estimado en el Ejemplo 3-4. 1. Abrir un caso nuevo y seleccionar la ecuación de estado (EOS) de Peng – Robinson. 2. Adicionar N 2 , CO 2 , C 1 , C 2 , C 3 , iC 4 y nC 4 . Seleccionar el conjunto de unidades “Field” para lo cual ir en el menú a “Tools”, “Preferences”, pestaña “Variables”, 7 - 29 marcar “Field” y hacer click en “X” para regresar al ambiente de simulación (PFD). Salvar el caso como Ejemplo 7-5.hsc 3. Adicionar y editar una corriente, llamarla “Gas” e ingresar la composición molar indicada arriba, 300 psia, 50 ºF y 100 lbmol/h. Regresar al PFD. 4. En la barra de menús, seleccionar “Tools”, “Utilities”, “Hydrate Formation Utility” y hacer click en “Add Utility”, de nuevo en “Select Stream”. En la columna “Object” seleccionar la corriente “Gas” y hacer click en “OK”. Ir a la pestaña “Performance ” y leer el valor correspondiente a “Formation Pressure” como se indica a continuación: La presión de formación de hidrato a la temperatura de la corriente de 50 ºF , calculada con el simulador es 336 psia. El valor estimado en el Ejemplo 3-4 es 320 psia. A las condiciones que está el gas, no se formará hidrato porque la presión de operación es 300 psia. 5. Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-5” presionando el botón “Save Case”) Ejemplo 7-6 El siguiente gas, C 1 =0.9267, C 2 =0.0529, C 3 =0.0138, iC 4 =0.0018, nC 4 =0.0034 7 - 30 y nC 5 =0.0014, está a 3,500 psia y 150 °F. Cuales serán las condiciones de hidrato cuando dicho gas se expande? Comparar con los resultados del Ejemplo 3-9. ♦ Hacer cálculos flash adiabáticos a presión y temperatura inicial de 3,500 psia y 150 ºF respectivamente, hasta diferentes presiones finales (300, 400, 500, 600, y 700 psia) y graficar presión vs. temperatura final. ♦ Estimar presión de formación de hidrato para varias temperaturas (40, 45, 50, 55 y 60 °F) para el gas de la composición dada. Cálculos Flash 1. Abrir un nuevo caso, seleccionar la EOS de Peng Robinson e ingresar los componentes C 1 a nC 4 y nC 5 , seleccionar el conjunto de unidades “Field” y regresar al ambiente de simulación (PFD). 2. Adicionar una corriente de materia, editarla e ingresar 150 ºF, 3,500 psia, la composición del gas y 100 lbmol/h (como base para cálculos). Regresar al PFD. 3. Del “Object Palette” seleccionar la operación “Valve” con la cual se simula una Valve 7 - 31 caída de presión adiabática (a entalpía constante), editarla e ingresar la siguiente información: Inlet =1, Outlet =2, regresar al PFD. 4. Editar la corriente “2” e ingresar una presión de 300 psia, regresar al PFD. Salvar el caso como Ejemplo 7-6.hsc 5. En la barra de menús ir a “Tools”, “Databook”, y en la pestaña “Variables” hacer click en el botón “Insert...”, en la columna “Object” señalar “2”, en la columna “Variable” señalar “Temperature” y hacer click en “OK”, hacer click en “Insert...”, en la columna “Object” señalar “2”, en la columna “Variable” señalar “Pressure” y hacer click en “OK”. 6. Ir a la pestaña “Data Recorder” hacer click en “Add”, en “Current Scenario” dar el nombre de “Flash”, en la columna “Include” marcar “Temperature” y “Pressure”, hacer click en el botón “Record...”, en “Name for New State” ingresar “1”, hacer click en “OK” y luego en “X”. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-6” presionando el botón “Save Case”) 7. En el PFD editar la corriente “2” e ingresar una presión de 400 psia, regresar al PFD. En la barra de menús ir a “Tools”, “Databook”, y en la pestaña “Data Recorder” hacer click en “Record...”, en “Name for New State” ingresar “2”, hacer click en “OK”. Con el mouse mover la ventana “Data Book” hacia la derecha, ir al PFD, editar la corriente “2” y mover dicha ventana hacia la izquierda. 8. Con el mouse hacer click sobre la celda “Pressure” de la ventana “2” y entrar un valor de 500 psia, hacer click en el botón “Record...” de la ventana “Data Book”, en “Name for New State” ingresar “3”, hacer click en “OK”. Repetir el procedimiento del párrafo anterior para las presiones 600 y 700 psia, ingresando en “Name for New State” los valores “4” y “5”, respectivamente. Cuando se ingrese el último valor “700” psia, antes de hacer click en “X”, se pueden ver los datos tabulados de temperatura y presión para la corriente “2”, haciendo click en “View...” y seleccionando el radio-botón “Table”, regresar al PFD. Con esta información se construye la curva “Flash” P vs. T, manualmente o utilizando una hoja electrónica como “Excel” (Ver en Capítulo 3 Fig. 3-15). 7 - 32 Estimativo Formación de Hidrato 9. Ingresar una corriente nueva y editarla. Hacer click en el botón “Define from Other Stream...”, seleccionar la corriente “1” o “2” (lo que interesa es la composición), hacer click en “OK”, ingresar la siguiente información: Stream Name =Gas, Temperature =40 ºF y hacer click en “X”. 10. En la barra de menús ir a “Tools”, “Utilities”, señalar “Hydrate Formation Utility” y hacer click en “Add Utility”. Dar el nombre de “Hidrato”, hacer click en “Select Stream”. En la columna “Object” señalar la corriente “Gas” y hacer click en “OK”. Ir a la pestaña “Performance” para ver la presión calculada de hidrato a la temperatura (40 ºF) de la corriente: “Formation Pressure (psia)” = 235.2610. Hacer click en “X” y nuevamente en “X” para regresar al PFD. 11. En la barra de menús ir a “Tools”, “Databook”, y en la pestaña “Variables” hacer click en “Insert...”, en la columna “Object” señalar “Gas”, en la columna “Variable” señalar “Temperature” y hacer click en “OK”. Hacer click en “Insert...”, en “Navigator Scope” señalar el radio-botón “Utility”, en la columna “Object” señalar “Hidrato”, en la columna “Variable” señalar “Hydrate formation pressurre”, hacer click en “OK”. 12. Ir a la pestaña “Data Recorder” hacer click en “Add”, en “Current Scenario” dar el nombre de “Hidrato”, en la columna “Include” marcar los campos “Temperature” para la corriente “Gas” y “Hydrate formation pressurre”, hacer click en “Record...”, en “Name for New State” ingresar “1”, hacer click en “OK” y luego en “X”. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-6” presionando el botón “Save Case”) 13. Maximizar el PFD para una mejor vista, editar la corriente “Gas” e ingresar una temperatura de 45 ºF. En la barra de menús ir a “Tools”, “Databook”, y en la pestaña “Data Recorder” hacer click en “Record...”, en “Name for New State” ingresar “2”, hacer click en “OK”. Con el mouse mover la ventana “Data Book” hacia la derecha, para que la ventana “Gas” quede despejada a la izquierda. 14. Con el mouse hacer click sobre la celda “Temperature” de la ventana “Gas” y entrar un valor de 50 ºF, hacer click en el botón “Record...” de la ventana “Data Book”, en “Name for New State” ingresar “3”, hacer click en “OK”. Repetir el procedimiento del párrafo anterior para las temperaturas 55 y 60 ºF, ingresando en “Name for New State” los valores “4” y “5”, respectivamente. Cuando se 7 - 33 ingrese el último valor “60” ºF, antes de hacer click en “X”, se pueden ver los datos tabulados de temperatura y presión de formación de hidrato para la corriente “Gas”, haciendo click en “View...” y seleccionando “Table”. Con esta información se construye (sobre la misma figura que se construyó la curva flash), la curva “Predicción de Hidrato” P vs. T, manualmente o utilizando una hoja electrónica como “Excel” (Ver en Capítulo 3 Fig. 3-15). Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-6” presionando el botón “Save Case”) Para ver los datos calculados y tabulados con el simulador, en la barra de menús ir a “Tools” - “Databook”, hacer click en el botón “View...” y seleccionando el radio- botón “Table”, moverse entre las pestañas “Flash” e “Hidrato”. En el punto de corte de las dos curvas estarán las condiciones a las cuales se empiezan a formar hidratos, cuando se depresiona el gas desde las condiciones iniciales de presión y temperatura. En el Capítulo 3 Fig. 3-14 se muestran los resultados del cálculo manual del Ejemplo 3-9, y que corresponden a 500 psia y 52 ºF Vs. 675 psia y 56 ºF, de la Fig. 3-15 elaborada con los datos calculados por el simulador. Ejemplo 7-7 Estimar la temperatura de formación de hidrato a 610 psia para 100 lbmol/h de un gas a 100 ºF con la siguiente composición: N 2 =0.30, CO 2 =6.66, H 2 S =4.18, C 1 = 7 - 34 84.25, C 2 =3.15, C 3 =0.67, iC 4 =0.20, nC 4 =0.19, C 5 + =0.40. Comparar con el resultado del Ejemplo 3-10. 1. Abrir un caso nuevo y seleccionar la ecuación de estado (EOS) de Peng – Robinson. 2. Adicionar N 2 , CO 2 , H 2 S, C 1 , C 2 , C 3 , iC 4 , nC 4 , nC 6 (en reemplazo de C 5 + ). Ir al ambiente de simulación (PFD). Salvar el caso como Ejemplo 7-7.hsc 3. Adicionar y editar una corriente, llamarla “Gas Agrio” e ingresar la composición molar, el flujo molar y las condiciones de temperatura y presión indicadas arriba. Regresar al PFD. 4. En la barra de menús, seleccionar “Tools”, “Utilities” y adicionar una utilidad para calcular la temperatura de formación de hidrato de la corriente “Gas Agrio”, a la presión de la corriente. La temperatura de formación de hidrato para la corriente “Gas Agrio” es : ºF Vs. 60.8 ºF calculado en Ejemplo 3-10. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-7” presionando el botón “Save Case”) 7.7 I nhibición de Hidratos Con Hysys se puede estimar la cantidad requerida de un solvente ( metanol o glicol), para evitar o inhibir la formación de hidratos en una corriente de gas natural. El simulador ejecuta cálculos flash en tres fases y calcula la distribución de los componentes en la fase respectiva vapor o líquido. Por lo tanto, las pérdidas de solvente en las fases líquida y vapor del hidrocarburo, se calculan en forma apropiada. 7 - 35 Aunque la ecuación de estado de Peng Robinson no fue originalmente diseñada para componentes no ideales como metanol o glicoles, los creadores del simulador han optimizado la solubilidad de estos compuestos en las fases acuosa y de hidrocarburo, para dicha ecuación. Los resultados son más seguros que los estimados con la ecuación de Hammerschmidt; sin embargo, es necesario asegurarse que la distribución de componentes en todas las fases es satisfactoria. Cuando se tengan dudas, o no se obtenga ninguna disminución en la temperatura de formación de hidrato, aunque se adicione mucha cantidad de solvente, se debe comparar contra el método de Maddox et al. Si los resultados son consistentes, el paso a seguir es incrementar la concentración del solvente (glicol), pues generalmente el metanol se aplica puro. Sin embargo, es necesario ser muy cuidadoso porque se incrementará la viscosidad. EJ EMPLO 7-8 En una plataforma costa afuera se producen 100 MMscfd de gas natural a 100 °F y 1,200 psia con la siguiente composición molar: C 1 =0.88, C 2 =0.01, C 3 =0.06, iC 4 =0.04 y nC 4 =0.01. El gas llega a la costa a 40 ºF y 900 psia. La temperatura de hidrato del gas saturado es 70 ºF. Calcular la cantidad de metanol requerido para prevenir la formación de hidrato en la tubería. Comparar con los resultados del Ejemplo 3-11. 7 - 36 1. Abrir un caso nuevo y seleccionar la ecuación de estado (EOS) de Peng - Robinson. 2. Adicionar C 1 , C 2 , C 3 , iC 4 , nC 4 , Methanol y H 2 O. Ir al ambiente de simulación (PFD). Salvar el caso como Ejemplo 7-8.hsc 3. Cargar el conjunto de unidades “Usuario 01” para definir la variable “Flow” en MMscfd así: En la barra de menús, seleccionar “Tools”, “Preferences”, ir a la pestaña “Variables”, si en el cuadro “Available Units Set” se encuentra “Usuario 01”, marcarlo y en el campo “Flow” cambiar MMscfh por MMscfd y hacer click en “X”. Si no se encuentra “Usuario 01”, hacer click en “Load Preference Set...”, buscar en la ruta respectiva el archivo “Usuario 01” y hacer click en “Abrir”. Volver a “Tools”, “Preferences”, seleccionar “Usuario 01” y en el campo “Flow” cambiar MMscfh por MMscfd y hacer click en “X”. 4. Adicionar tres corrientes, editar la #1, llamarla “Gas” e ingresar las condiciones de operación 100 ºF y 1,200 psia, la composición molar indicada arriba, normalizar y entrar el flujo de 100 MMscfd. Regresar al PFD. 5. Editar la #2, llamarla “Agua” e ingresar las condiciones de operación 100 ºF y 1,200 psia, en la composición molar ingresar un valor de 1.0 para H2O, normalizar y regresar al PFD. 6. Adicionar una operación “Balance”, editarla e ingresar como corrientes de entrada “Gas” y “Agua” y de salida “Gas Saturado”, ir a la pestaña “Parameters”, escoger el tipo “Mole” y regresar al PFD. Editar la corriente “Gas Saturado” e ingresar las condiciones de operación 100 ºF, 1,200 psia y regresar al PFD. 7. En la barra de botones ir al botón “Workbook” y en el campo “Mass Flow” para la corriente “Agua” ingresar valores hasta saturar la corriente “Gas Saturado” (que el campo “Vapour Fraction” pase de 1.0000 a 0.9999, ingresar el valor anterior con el cual cambia de 0.9999 a 1.0000 y dejar dicho valor). 8. Editar la corriente # 3, llamarla “Metanol” e ingresar las condiciones de operación 100 ºF y 1,200 psia, en la composición molar ingresar un valor de 1.0 para “Methanol”, normalizar, hacer click en “OK”, ingresar en “Mass Flow” un valor de 0.0 y regresar al PFD. 7 - 37 9. Adicionar una operación “Balance”, editarla e ingresar como corrientes de entrada “Gas Saturado” y “Metanol” y de salida “Gas Offshore”, ir a la pestaña “Parameters”, escoger el tipo “Mole” y regresar al PFD. Editar la corriente “Gas Offshore” e ingresar las condiciones de operación 100 ºF, 1,200 psia y regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-8” presionando el botón “Save Case”) 10. A fin de simular el enfriamiento y la caída de presión entre la plataforma y la costa, adicionar una operación “Cooler”, editarla e ingresar como corriente de entrada “Gas Offshore”, de salida “Gas Inhibido” y de energía “EE”, regresar al PFD. Editar la corriente “Gas Inhibido” e ingresar 40 ºF y 900 psia, regresar al PFD. 11. Ir a la barra de menús y seleccionar “Tools”, Utilities”, adicionar la utilidad formación de hidrato, llamarla “Hidrato Gas Inhibido”, seleccionar la corriente “Gas Inhibido”, ir a la pestaña “Performance” y ver el valor calculado de temperatura de formación de hidrato (69.8587 ≈ 70 ºF) a la presión de la corriente. Esta temperatura de formación de hidrato corresponde a la corriente sin inhibidor pues el valor del flujo másico de metanol en este momento es 0.0 lb/h. 12. Esconder el “Object Palette” (F4) y mover la ventana “Hidrato Gas Inhibido” hacia la derecha de la pantalla. 13. En la barra de botones ir al botón “Workbook”, correr la ventana hacia la izquierda para que se puedan ver las ventanas de la utilidad y la del “Workbook”. En el campo “Mass Flow” de la corriente “Metanol” ingresar valores hasta que la temperatura de formación de hidrato de la corriente “Gas Inhibido” baje a 40 ºF. Para un valor de 244 lb/h de metanol se obtiene una temperatura de 39.9448 ºF, como puede verse a continuación: 7 - 38 (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-8” presionando el botón “Save Case”) 7 - 39 14. Regresar al PFD y maximizarlo. Para conocer la concentración y cantidad de metanol en la fase acuosa, y las pérdidas de este en el hidrocarburo gaseoso y líquido, se instala un separador de tres fases. Editarlo e ingresar como entrada la corriente “Gas Inhibido”, salida de vapor “Gas Onshore”, líquido liviano “Condensado” y líquido pesado “Agua-Metanol”, regresar al PFD. 15. Para ver la concentración en peso del metanol en la fase acuosa, editar la corriente “Agua-Metanol”, señalar “Composition”, hacer click en “Basis...”, seleccionar “Mass Fractions” y hacer click en “X”. La concentración de metanol en peso calculada por el simulador es: 0.312 vs. 0.315 calculada en el Ejemplo 3-11 Para ver el flujo másico de metanol en la fase acuosa, hacer click en “Basis...”, seleccionar “Mass Flows” y hacer click en “X”. El flujo másico de metanol calculado por el simulador es: 89.5 lb/h ( 2,148 lb/d ) vs. 2,000 lb/d calculado en el Ejemplo 3-11 A continuación se muestran dichos resultados: 16. Para ver las pérdidas por evaporación (en la fase hidrocarburo gaseoso), editar la corriente “Gas Onshore” y seguir el procedimiento del paso anterior para flujo másico. 7 - 40 Las pérdidas de metanol por evaporación calculadas por el simulador son: 123 lb/h ( 2,952 lb/d ) vs. 3,308 lb/d calculadas en el Ejemplo 3-11 17. Para ver las pérdidas de metanol en la fase hidrocarburo líquido, editar la corriente “Condensado” y seguir el procedimiento del paso 15 para flujo másico. Las pérdidas de metanol en fase HC líquido calculadas por el simulador son: 31.6 lb/h ( 758 lb/d ) vs. 157 lb/d calculadas en el Ejemplo 3-11 El flujo másico total de metanol calculado con el simulador será: 5,856 lb/d vs. 5,761 lb/d calculadas en el Ejemplo 3-11 (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-8” presionando el botón “Save Case”) EJ EMPLO 7-9 Para el Ejemplo 7-8 cambiar el inhibidor a etilenglicol (EG) al 80 % peso, y calcular la fracción en peso y el flujo másico de EG en la fase acuosa. Generalmente para glicol las pérdidas en las fases gaseosa y líquida de hidrocarburo son despreciables. Comparar con los resultados del Ejemplo 3-11. 7 - 41 1. Abrir el caso “Ejemplo 7-8.hsc” y salvarlo como “Ejemplo 7-9.hsc”. 2. En la barra de botones hacer click en el “Enter Basis Environment”, hacer click en “Component List - 1” y nuevamente en “View...”, seleccionar “Methanol”, ir al campo “Match” escribir “EG” y hacer click en el botón <Substitute >, regresar al PFD haciendo click en “NO” cuando sale el aviso “... left in HOLDING mode ...”. 3. Editar la corriente “Metanol” y cambiar el nombre por “EG-80%”, ir a la composición másica e ingresar un valor de 0.80 en el campo “EGlycol”, y 0.20 en el campo “H2O”, normalizar, hacer click en “OK”, en el campo “Mass Flow” ingresar un valor de 0.0 y regresar al PFD. Editar la corriente “Agua-Metanol” y cambiar el nombre por “Agua-EG”, regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-9” presionando el botón “Save Case”) 4. Cerrar todas las ventanas que estén abiertas incluido el PFD, editar la utilidad “Hidrato Gas Inhibido” y colocar la ventana hacia el lado derecho de la pantalla. Cerrar la ventana Available Utilities. Abrir el “Workbook” y acomodar en la pantalla las dos ventanas, de forma tal que le permita ingresar datos de flujo másico de EG-80% y pueda ver la temperatura de formación de hidrato. El flujo másico de etilenglicol al 80 % en peso, requerido para que la temperatura de formación de hidrato para la corriente “Gas Inhibido” sea 40 ºF (o ligeramente inferior) es : lb/h ( ) lb/d El contenido de etilenglicol en la fase acuosa y su concentración en peso es : lb/h ( ) lb/d , fracción en peso Vs. 5,398 lb/d , 0.443 frac. en peso; calculados en Ejemplo 3-11 7 - 42 7.8 Proceso de Deshidratación con Glicol El proceso de deshidratación con glicol es muy usado en plantas de gas para su tratamiento, a fin de adecuarlo a los requerimientos de calidad para transporte y distribución. El glicol mas comúnmente usado es el trietilen glicol (TEG) cuando se requieren bajas temperaturas de rocío o bajo contenido de agua (4 lb/MMscf). EJ EMPLO 7-10 El gas agrio que llega al separador del Ejemplo 7-1, va a endulzamiento en una planta de amina y a una absorbedora con aceite, para recuperación de líquidos. Para que pueda tener completas las especificaciones como gas de ventas se requiere su deshidratación, la cual se va a hacer con trietilen glicol (TEG). Un flujo de gas de 4,479 lbmol/h entra a la unidad de deshidratación a 100 ºF y 850 psig con la siguiente composición molar en base seca: N 2 =0.0121, C 1 =0.9012, C 2 =0.0764, C 3 =0.0099, iC 4 =0.0003 y nC 4 =0.0001. El gas de venta producto debe cumplir con un punto de rocío por agua de 14 ºF. 1. Abrir un caso nuevo y seleccionar la ecuación de estado (EOS) de Peng – Robinson. 2. Adicionar los componentes N 2 , C 1 , C 2 , C 3 , iC 4 , nC 4 , H 2 O y TEG. Ir al ambiente de simulación (PFD). En la barra de menús, ir a “Tools”, “Preferences...” , en la pestaña “Variables” para “Units” seleccionar “Field”, hacer click en “Clone”, en “Unit Set Name” entrar “Usuario 02”, en el cuadro “Display Units” ir al campo “Liq. Vol. Flow” y en la celda respectiva de “Unit” seleccionar “USGPM”. Hacer click en “Save Preference Set...”, escribir como nombre de archivo “Usuario 02”, escoger una ruta y carpeta, hacer click en “Guardar” y nuevamente en “X” para regresar al PFD. De esta forma se tiene el flujo volumétrico de líquido en galones US por minuto. En la barra de botones hacer click en el botón del “Workbook”, ir a la barra de menús y hacer click en “Workbook”, “Setup”, en la parte derecha inferior de la ventana para el cuadro “Variables”, hacer click en “Add...”, seleccionar la variable “Std Gas Flow”, hacer click en “OK” y nuevamente en “X”. De esta forma se adiciona al “Workbook” la variable flujo volumétrico estándar de gas, en millones de pies cúbicos por día. 7 - 4 3 7 - 44 Salvar el caso como Ejemplo 7-10.hsc 3. Ir al PFD, maximizarlo y adicionar dos corrientes, editar la #1 y llamarla “Gas de Entrada”, ingresar las condiciones de operación 100 ºF, 865 psia, la composición molar indicada arriba, normalizar y 4,479 lbmol/h, regresar al PFD. 4. Editar la corriente #2, llamarla “Agua”, ingresar las condiciones de operación 100 ºF y 865 psia, en composición molar entrar un valor de 1.0 para H2O, normalizar y regresar al PFD. 5. Adicionar una operación “Balance”, ingresar como corrientes de entrada “Agua” y “Gas de Entrada” y salida “Gas con H2O”, en la pestaña “Parameters” marcar tipo “Mole”, regresar al PFD. Editar la corriente “Gas con H2O” y entrar los datos de operación 100 ºF y 865 psia, regresar al PFD. 6. Adicionar una operación “Separator” e ingresar como corriente de entrada “Gas con H2O” y corrientes de salida “Gas a Contactora” y “Agua Libre”, regresar al PFD. 7. Ir al “Workbook” y en el campo “Mass Flow” correspondiente a la corriente “Agua” ingresar valores hasta que los flujos de la corriente “Agua Libre” cambien de 0.0000 a un valor ligeramente mayor. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-10” presionando el botón “Save Case”) Cual es la temperatura para formación de hidrato de la corriente “Gas a Contactora”? ºF Cual es el contenido de agua para la corriente “Gas a Contactora”? lb H 2 O/MMscf de gas 7 - 45 Guías para resolver las dos preguntas anteriores: * Adicionar una utilidad formación de hidrato, llamarla “Hidrato a Contactora”, seleccionar la corriente “Gas a Contactora” y leer la temperatura de formación. * En el “Workbook” hacer doble click en el campo “Mass Flow” de la corriente “Gas a Contactora” y editar la composición en lb/h, llevar a lb/d para hacer la relación (lb/d) de agua / (MMscfd) de gas. Adicionar la Contactora de TEG ( 3 etapas ideales , ver Cap. 3, pág. 3-45) 8. Ir al PFD y maximizarlo. Del “Object Palette” seleccionar y adicionar la operación “Absorber”. Editarla e ingresar la siguiente información: Top Stage Inlet =Carga de TEG, Bottom Stage Inlet =Gas a Contactora, Numb Stages n = 3, Ovhd Vapour Outlet =Gas Seco, Bottoms Liquid Outlet =TEG Rico, hacer click en “Next>”, Top Stage Pressure =865 psia, Bottom Stage Pressure =865 psia, hacer click” en “Next>”, Optional Top Stage Temperature Estimate =120 ºF, Optional Bottom Stage Temperature Estimate =100 ºF, hacer click en “Done” y nuevamente en “X” para regresar al PFD. 9. Editar la corriente “Carga de TEG” e ingresar la siguiente información: 120 ºF, 865 psia, hacer doble click en “Mass Flow” e ingresar H2O =0.005 y TEGlycol =0.995, normalizar, hacer click en “OK”, en el campo “Std Ideal Liq Vol Flow” ingresar 4.0 USGPM (según guías de diseño y operación, ver Capítulo 3 pág. 3- 45), regresar al PFD. Editar la operación de la absorbedora “T-100” y hacer click en “Run”, después que converge la torre, regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-10” presionando el botón “Save Case”) Absorber 7 - 46 10. La corriente “TEG Rico” se depresiona hasta 26 psia para lo cual instalar una operación “Valve”. La corriente de salida de la válvula se llama “TEG BP”, editarla y entrar el valor de presión. Esta corriente entra al lado tubo del intercambiador glicol rico/pobre. 11. Instalar una operación “Heat Exchanger”, editarla e ingresar la siguiente información: Tube Side Inlet =TEG BP, Tube Side Outlet =TEG a Regen, Shell Side Inlet = TEG Reg, Shell Side Outlet =TEG Reg de R/P, señalar “Parameters” e ingresar Tube Side - Delta P =10.0 psi, Shell Side - Delta P =0.10 psi y regresar al PFD, editar la corriente “TEG a Regen” e ingresar 260 ºF, regresar al PFD. Adicionar la Regeneradora de TEG Con base en las guías de Diseño y Operación (ver Cap. 3, pág. 3-47), la regeneradora de TEG se simula como un plato ideal más condensador y rehervidor. La temperatura de la carga se fija en 260 ºF, la del condensador en 210 ºF y la del rehervidor en 400 ºF. 12. Del “Object Palette” seleccionar y adicionar la operación “Distillation Column”. Cual es el contenido de agua para la corriente “Gas Seco”? lb H 2 O/MMscf de gas Distillation Column Heat Exchanger 7 - 47 Editarla e ingresar la siguiente información: Numb Stages n =1, en el cuadro “Inlet Streams” para el campo “Stream” =TEG a Regen, en el campo “Inlet Stage” =1_Main TS, en la lista “Condenser” señalar “Full Rflx”, Ovhd Vapour Oulet =Vapores, Bottoms Liquid Outlet =TEG Reg, Condenser Energy Stream =Cond Q, Reboiler Energy Stream =Reb Q, hacer click en “Next>”, Condenser Pressure = 14.7 psia, Condenser Pressure Drop = 0.3 psi, hacer click” en “Next>” y nuevamente en “Next>”, Vapour Rate =1.0 lbmole/h, Reflux Ratio = 1.0, Flow Basis =Molar, hacer click en “Done”, ir a la pestaña “Design” y seleccionar “Specs”, hacer click en “Add...”, seleccionar “Column Temperature”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar lo siguiente: Name = Temperatura Condensador, Stage =Condenser, Spec Value =210 ºF, hacer click en “X”, hacer click en “Add...”, seleccionar “Column Temperature”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar lo siguiente: Name =Temperatura Rehervidor, Stage = Reboiler, Spec Value = 425 ºF, hacer click en “X”, seleccionar “Monitor”, en la columna “Active” hacer click en las dos primeras especificaciones “Reflux Ratio” y “Ovhd Vap Rate” para desactivarlas (observar que los grados de libertad “Degrees of Freedom” quedan en 2) y para que la columna esté completamente especificada deben ser 0. En el cuadro “Specifications” ir a las dos últimas “Temperatura Condensador” y “Temperatura Rehervidor” y activarlas (Degrees of Freedom =0), la columna debe converger. Cambiar la especificación Temperatura Rehervidor al valor máximo recomendado de 400 °F, la columna debe converger. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-10” presionando el botón “Save Case”) Reposición de Pérdidas Como en el proceso se producen pérdidas de TEG, es necesario simular el sistema de reposición. Sin embargo, como no es posible anticipar la cantidad exacta de pérdidas, no se especifica la rata de flujo de reposición, sino la rata total de recirculación así: Cual es la concentración de TEG en fracción masa para la corriente “TEG Reg”? Como es comparada con la asumida (0.9950) en el paso 9? Menor Mayor 7 - 48 13. Adicionar una operación “Mixer”, editarla e ingresar la siguiente información: En la pestaña “Design” - “Connections”: Inlets =TEG Reg de R/P, Reposición TEG, Outlet =TEG a Bomba, señalar “Parameters” y seleccionar “Equalize All”, regresar al PFD. Editar la corriente “Reposición TEG” e ingresar 90 ºF, hacer doble click en “Mass Flow” e ingresar H2O =0.001 y TEGlycol =0.999, normalizar, hacer click en “OK” y nuevamente en “X”. 14. Adicionar una operación “Pump”, editarla e ingresar la siguiente información: En la pestaña “Design” - “Connections”: Inlet =TEG a Bomba, Outlet =TEG de Bomba, Energy =Bomba Q, regresar al PFD. Editar la corriente “TEG de Bomba” e ingresar 875 psia, regresar al PFD. Enfriamiento y Reciclo de TEG a Contactora La corriente regenerada de TEG se enfría en un segundo intercambiador con el gas seco de la contactora y se recicla a ella. 15. Instalar una operación “Heat Exchanger”, editarla e ingresar la siguiente información: Tube Side Inlet =TEG de Bomba, Tube Side Outlet =TEG a Reciclo, Shell Side Inlet = Gas Seco, Shell Side Outlet = Gas de Venta, seleccionar “Parameters” e ingresar Tube Side - Delta P =10 psi, Shell Side - Delta P =5.0 psi y regresar al PFD, editar la corriente “TEG a Reciclo” e ingresar 120 ºF, regresar al PFD. 16. Instalar una operación “Recycle”, editarla e ingresar la siguiente información: Inlet =TEG a Reciclo, Outlet =Carga de TEG, regresar al PFD. Recycle A S R Mixer Pump 7 - 49 17. A fin de que cada vez que se cambie el valor del reciclo de TEG “Carga de TEG” a la Contactora, se actualice el valor de “TEG a Bomba” y por consiguiente la reposición de TEG, se instala una operación “SET” así: Seleccionar y adicionar al PFD la operación “SET”, editarla, hacer click en “Select Var...”, en la columna “Object” seleccionar “TEG a Bomba”, en la columna “Variable” seleccionar “Std Ideal Liq Vol Flow”, hacer click en “OK”, en el campo “Source” - “Object:”, seleccionar la corriente “Carga de TEG”, ir a la pestaña “Parameters” y entrar Multiplier = 1.0, Offset [USGPM] =0.0, regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-10” presionando el botón “Save Case”) Determinación del Punto de Rocío por Agua La eficiencia del proceso de deshidratación se mide generalmente por el valor del punto de rocío por agua para el gas de venta. Esta propiedad se determina enfriando el gas que contiene vapor de agua, hasta que condense la primera gota de agua libre. La temperatura a la cual esto ocurre es la temperatura de rocío por agua. Para hacer este cálculo automáticamente con el simulador se procede así: 18. Instalar una operación “TEE”, editarla e ingresar la siguiente información: Inlet =Gas de Venta, Outlets =Gas de Despojo, Gas Venta, regresar al PFD. Editar la corriente “Gas de Despojo” e ingresar Mass Flow =0.0 lb/h, regresar al PFD. 19. Instalar una operación “Component Splitter”, para eliminar cualquier traza de Set A S R Tee 7 - 50 TEG que tenga el gas. Editarlo e ingresar la siguiente información: Inlets =Gas Venta, Energy Streams =Split, Overhead Outlet =TEG, Bottoms Outlet = Punto Rocío Gas, señalar “Parameters” y marcar los radio-botones “Equalize All Strem Pressures” y “Calculate Equal Temperatures”, señalar “Splits” e ingresar en el campo TEGlycol un valor de 1.00000 y para los demás componentes 0.00000, regresar al PFD. 20. Instalar una operación “Separator”, editarla e ingresar lo siguiente: Inlets = Punto Rocío Gas, Vapour Outlet =Gas, Liquid Outlet =Primera Gota, regresar al PFD, editar la corriente “Punto Rocío Gas” e ingresar 25.3 ºF, regresar al PFD. El proceso de encontrar el punto de rocío por agua puede hacerse manualmente, dando valores de temperatura a la corriente “Punto Rocío Gas” hasta que el valor de flujo másico del componente H 2 O en la corriente “Primera Gota”, sea ligeramente mayor que 0; para 25.3 °F este valor es 0.0000, para 25.2 °F es 8.8e-002. Sin embargo, mediante la operación “Adjust”, este proceso se puede hacer automáticamente. 21. Instalar una operación “Adjust”, editarla e ingresar la siguiente información: en el cuadro “Adjusted Variable”, hacer click en “Select Var...”, en la columna “Object” seleccionar “Punto Rocío Gas”, en la columna “Variable” seleccionar “Temperature”, hacer click en “OK”, en el cuadro “Target Variable”, hacer click en “Select Var...”, en la columna “Object” seleccionar “Primera Gota”, en la columna “Variable” seleccionar “Comp Mass Flow”, en la columna “Variable Specifics” seleccionar H2O, hacer click en “OK”, en el campo “Specified Target Value” ingresar 0.088 lb/h, ir a la pestaña “Parameters” e ingresar Method = Secant, Tolerance =0.001 lb/h, Step Size =5 ºF, Maximum Iterations =50, hacer click en “Start”, la operación debe converger, regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-10” presionando el botón “Save Case”) Component Splitter Adjust A S R 7 - 51 Gas de Despojo a Regeneradora Para mejorar la eficiencia de la operación de deshidratación, se adiciona una pequeña corriente del gas de venta como gas de despojo a la torre regeneradora. 22. Instalar una operación “Balance” ingresar como corriente de entrada “Gas de Despojo” y de salida “GDD a Regen”, en la pestaña “Parameters” marcar tipo “Mole”, regresar al PFD. Editar la corriente “GDD a Regen” e ingresar 160 ºF y 15 psia, regresar al PFD. 23. Editar la columna regeneradora operación “T-101”, ir a la pestaña “Design” - “Connections”, en el cuadro “Inlet Streams” ingresar la corriente de alimento “GDD a Regen”, en Inlet Stage” entrar “Reboiler”, hacer click en “Run” y después de obtener convergencia regresar al PFD. 24. Editar la corriente “Gas de Despojo” e ingresar 68 lb/h. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-10” presionando el botón “Save Case”) Cual es la temperatura de rocío por agua para la corriente “Gas de Venta”? ºF Cual es la concentración de TEG en fracción masa para la corriente “TEG Reg”? Cual es la temperatura de rocío por agua para la corriente “Gas de Venta”? ºF Cual es la concentración de TEG en fracción masa para la corriente “TEG Reg”? Cual es el contenido de agua para la corriente “Gas de Venta”? lb H 2 O/MMscf de gas 7 - 52 7.9 Control de Punto de Rocío por Hidrocarburo Para alcanzar la especificación de punto de rocío por hidrocarburo (15 ºF máximo a 800 psia en USA), es necesario remover prácticamente todos los hidrocarburos pesados a la mezcla de gas de producción. Entre los procesos disponibles para dicho tratamiento se encuentran el de refrigeración y el de absorción con aceite. Con respecto al proceso de refrigeración, a continuación se presenta el Ejemplo 7-11 para simular el circuito de refrigerante, mientras que con el Ejemplo 7-12, se simula una torre de absorción con aceite, para observar el proceso de remoción de líquidos o hidrocarburos pesados al gas natural. Ejemplo 7-11 Se desea recuperar líquidos a una mezcla de 5,644 lbmol/h de gas con la siguiente composición molar: N 2 =0.0116, C 1 =0.8674, C 2 =0.0754, C 3 =0.0241, iC 4 = 0.0066, nC 4 =0.0068, iC 5 =0.0017, nC 5 =0.0025, nC 6 =0.0023 y nC 7 =0.0016. Esta mezcla se ha pre-enfriado a 60 ºF y 970 psia y se requiere llevar a 0 ºF, para lo cual intercambia calor con propano refrigerante en un “chiller” que opera a –10 ºF. La temperatura de salida del condensador del sistema de refrigeración es 80 ºF y el compresor tiene una eficiencia isentrópica de 75 %. Hacer la simulación para el circuito de refrigeración con propano puro. Comparar con Ejemplo 4-1. 7 - 53 1. Abrir un nuevo caso, seleccionar la EOS de Peng Robinson, ingresar los componentes de la mezcla, ir al PFD. Salvar el caso como Ejemplo 7-11.hsc 2. Cargar el conjunto de unidades “Usuario 02” así: En la barra de menús, seleccionar “Tools”, “Preferences”, ir a la pestaña “Variables”, si en el cuadro “Available Units Set” se encuentra “Usuario 02”, marcarlo y hacer click en “X”. Si no se encuentra “Usuario 02”, hacer click en “Load Preference Set...”, buscar la ruta en la cual está el archivo “Usuario 02” seleccionarlo y hacer click en “Abrir”. En la barra de botones hacer click en el botón del “Workbook”, ir a la barra de menús y hacer click en “Workbook”, “Setup”, en la parte derecha inferior de la ventana para el cuadro “Variables”, hacer click en “Add...”, seleccionar la variable “Std Gas Flow”, hacer click en “OK” y nuevamente en “X”. Ingresar la corriente “A” de propano líquido saturado a la temperatura de salida del condensador. 3. Ingresar una operación “Valve” y llamarla “Expansión”, entra la corriente “A” y sale la corriente “B”, a la temperatura de operación del chiller. 4. Ingresar la operación “Heat Exchanger” y llamarla “Evaporación”. Por el lado tubos entra la corriente “Mezcla” a 60 ºF y 970 psia con el flujo y composición molar indicados arriba, y sale la corriente “Mezcla Fría” a 0 ºF. Por el lado casco entra la corriente “B” y sale la corriente “C” en su punto de rocío y a la temperatura del chiller. Despreciar la caída de presión por ambos lados. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-11” presionando el botón “Save Case”) 5. Instalar la operación “Compressor” y llamarla “Compresión”, ingresar la siguiente información: Inlet =C, Outlet =D, Energy =Q Compresor, señalar “Paramenters” e ingresar Adiabatic Efficiency =75 % (eficiencia isentrópica), regresar al PFD. Compressor 7 - 54 6. Instalar la operación “Cooler” y llamarla “Condensación”, ingresar Inlet =D, Outlet =A, Energy =Q Condensador, despreciar la caída de presión, regresar al PFD. 7. El diagrama P-H para propano que se muestra en la Fig. 4-2B, puede reproducirse con el simulador mediante la utilidad “Envelope” así: En la barra de menús ir a “Tools”, “Utilities”, señalar “Envelope Utility” y hacer click en “Add Utility”, ingresar lo siguiente: Name = P-H Propano, hacer click en “Select Stream...”, en “Object” señalar “A” y click en “OK”. Ir a la pestaña “Performance”, en “Envelope Type” click en PH, en el cuadro “Curves” ingresar 114.4 ºF para “Isotherm 1” (temperatura de la corriente D), 80 ºF para “Isotherm 2” (temperatura de la corriente A) y –10 ºF para “Isotherm 3” (temperatura de las corrientes B y C). Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-11” presionando el botón “Save Case”) El diagrama se puede acondicionar para imprimir y sobre él se pueden indicar las cuatro corrientes A, B, C, y D que conforman el ciclo de refrigeración así: A D C B R D’ 7 - 55 Con base en los resultados obtenidos en la simulación responder las siguientes preguntas: EJ EMPLO 7-12 El gas agrio que llega al separador del Ejemplo 7-1, va a endulzamiento en una planta de amina y a una absorbedora con aceite, para recuperación de líquidos. A la absorbedora entra un flujo de 5,350 lbmol/h de gas a 105 ºF y 885 psia con la siguiente composición molar: N 2 =0.0112, C 1 =0.8341, C 2 =0.0707, C 3 =0.0305, iC 4 =0.0130, nC 4 =0.0059, iC 5 =0.0248, nC 5 =0.0044, nC 6 =0.0045 y nC 7 = 0.0009. El aceite solvente es nC 14 y llega a la absorbedora después de haberse Cual es el duty del Evaporador (Chiller)? MMBtu/h vs. 5.06 MMBtu/h del Ejemplo 4-1 Cuanto propano líquido hay después de la expansión? lb/h Cual es la fracción en masa de propano líquido después de la expansión? vs. 0.68 del Ejemplo 4-1 (Usar las lb/h de propano líquido de la pregunta anterior) Cual es el flujo de propano líquido? “Std Ideal Liq Vol Flow - Corriente A” USGPM vs. 168 USGPM del Ejemplo 4-1 Cual es el flujo de propano vapor? MMscfd vs. 8.80 MMscfd del Ejemplo 4-1 Cual es el trabajo real del compresor? MMBtu/h vs. 1.76 MMBtu/h del Ejemplo 4-1 Cual es el duty del condensador? MMBtu/h vs. 6.82 MMBtu/h del Ejemplo 4-1 7 - 56 enfriado a 55 ºF y 890 psia. Se desea recuperar con el solvente, el 70 % molar del C 3 que entra con el gas, en una contactora que tiene 8 platos teóricos y las presiones en los platos 1 y 8 contados de arriba hacia abajo son 875 y 880 psia, respectivamente. 1. Abrir un nuevo caso, seleccionar la EOS de Peng Robinson, ingresar los componentes de la mezcla de gas, el aceite solvente y agua, ir al PFD. Salvar el caso como Ejemplo 7-12.hsc 2. Cargar el conjunto de unidades “Usuario 02” para tener en el “Workbook” el Liquid Volume Flow en USGPM. Adicionar la corriente Gas con la composición y condiciones de operación mostradas anteriormente. Adicionar las corrientes Agua y Gas a Contactora con las mismas condiciones de operación de la corriente Gas. Adicionar una operación Balance tipo mole a la cual entran las corrientes Agua y Gas y sale Gas a Contactora saturada con agua (abrir el “Workbook” y mover la ventana hacia la izquierda, editar la corriente Gas a Contactora y moverla hacia la derecha, en el “Workbook” ingresar valores de “Mass Flow” para la corriente Agua, hasta ver en la ventana de la corriente Gas a Contactora el cambio de 0.99999 a 1.00000 en la fracción de vapor. 3. Instalar una corriente de materia, ir al “Workbook” y llamarla “Aceite Pobre”, ingresar las condiciones de entrada a la contactora con una composición en fracción mol de nC 14 =1.0000, ingresar un valor para “Liquid Volume Flow” de 375 USGPM (como guía para este valor inicial se toma entre 5 - 10 USGPM de solvente / 100 lbmol/h de gas de carga). 7 - 57 4. Instalar una operación “Absorber” e ingresar la siguiente información: Numb Stages n =8, Top Stage Inlet =Aceite Pobre, Bottom Stage Inlet =Gas a Contactora, Ovhd Vapour Outlet =Gas a Deshidratación, Bottoms Liquid Outlet =Aceite Rico, hacer click en “Next>”, Top Stage Pressure =875 psia, Bottom Stage Pressure =880 psia, hacer click” en “Next>”, hacer click en “Done” y nuevamente en “Run”, la torre debe converger. Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-12” presionando el botón “Save Case”) Para que el programa calcule en forma automática la rata de circulación de aceite pobre requerida para recuperar el 70 % del C 3 de carga a la contactora, se utiliza una operación “Adjust” así: 5. Instalar una operación “Adjust”, editarla e ingresar la siguiente información: en el cuadro “Adjusted Variable”, hacer click en “Select Var...”, en la columna “Object” seleccionar “Aceite Pobre”, en la columna “Variable” seleccionar “Std Ideal Liquid Volume Flow”, hacer click en “OK”, en el cuadro “Target Variable”, hacer click en “Select Var...”, en la columna “Object” seleccionar “Aceite Rico”, en la columna “Variable” seleccionar “Comp Molar Flow”, en la columna “Variable Specifics” seleccionar “Propane”, hacer click en “OK”, en el Cual es la cantidad de C 3 en lbmol/h para la corriente “Gas a Contactora”? Cual debe ser la cantidad de C 3 en lbmol/h para la corriente “Aceite Rico” si se recupera el 70 %? Cual es la cantidad actual de C 3 en lbmol/h para la corriente “Aceite Rico”? , cumple con el 70 % de recuperación? Absorber 7 - 58 campo “Specified Target Value” ingresar 114.23 lbmole/h, ir a la pestaña “Parameters” e ingresar Method =Secant, Tolerance =0.01 lbmole/h, Step Size =50 USGPM, Maximum Iterations =50, hacer click en “Start”, la operación debe converger, regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-12” presionando el botón “Save Case”) 7.10 Separación de Líquidos Recuperados del Gas Natural La recuperación de los líquidos del gas natural (NGL), es una práctica común para que el gas de venta esté libre de hidrocarburos pesados que puedan condensar en los gasoductos ocasionando problemas de transporte. Cuando estos líquidos llegan a ser más valiosos que el gas, se maximiza el proceso de recuperación de líquidos. Una vez se han recuperado los líquidos por cualquiera de los procesos vistos para tal efecto (Capítulo 4), es necesario separarlos en fracciones de compuestos individuales o mezclados que cumplan determinadas especificaciones como productos comercializables. A continuación se presentan dos ejemplos para ilustrar la simulación del proceso de fraccionamiento. Ejemplo 7-13 Una corriente en su punto de burbuja se alimenta a una fraccionadora con la siguiente composición en lbmol/h: C 2 =21.5, C 3 =505.6, iC 4 =105.0, nC 4 =250.1, iC 5 =56.2, nC 5 =50.0 y C 6 + =50.4. Se desea recuperar el 98 % del propano como producto de cima, el cual tiene un contenido de iC 4 de 1.0 % mol. La temperatura Cual es la nueva cantidad calculada de C 3 en lbmol/h para la corriente “Aceite Rico”? Cumple con el 70 % de recuperación? 7 - 59 del condensador es 120 ºF y la presión en la torre se considera constante e igual a la presión de la corriente de alimento. R externo =1.3Rmin. 1. Abrir un nuevo caso, seleccionar la EOS de Peng Robinson, ingresar los componentes de la corriente de carga haciendo C 6 + =nC 7 , ir al PFD. Salvar el caso como Ejemplo 7-13.hsc 2. Seleccionar el conjunto de unidades “Field”, ingresar una corriente, editarla llamarla “Alimento” e ingresar la composición en lbmol/h de cada componente, regresar al PFD. Para estimar la presión de la torre se requiere hacer un cálculo de punto de burbuja con la composición del producto de cima, a la temperatura del condensador. Por lo tanto, se necesita calcular la distribución de los componentes en el producto de cima. Se escoge como componente clave liviano el C 3 y pesado el iC 4 . Se asume que los componentes mas livianos que el clave liviano y los mas pesados que el clave pesado, se separan perfectamente. 3. Ingresar una corriente, editarla y llamarla “Presión Torre”, regresar al PFD. Fondos con C3 7 - 60 Adicionar una Hoja de Cálculo - Operación “Spreadsheet” 4. Adicionar una operación “Spreadsheet” que funciona en forma similar a una hoja de cálculo, a la cual se pueden importar variables de las corrientes de simulación, hacer operaciones matemáticas y exportar al caso de simulación. Editarla, ir a la pestaña “Spreadsheet”, ingresar la siguiente información según la celda: en la celda A1 escribir “Componente”, y dar “enter”, en la A2 escribir “C2” y dar “enter”, en A3 escribir “C3” y dar “enter”, en A4 “iC4” y dar “enter”, en A5 “nC4” y dar “enter”, en A6 “iC5” y dar “enter”, en A7 “nC5” y dar “enter” y en A8 “C6+” y dar “enter”. Ir a la celda B9, escribir “Total Cima =” y dar “enter”. Ir a la celda B1, escribir “Alimento” y dar “enter”, ir a C1, escribir “Cima” y dar “enter”, ir a D1, escribir “Frac mol Cima” y dar “enter”. Nota: cuando se diga hacer click, es con el botón izquierdo del mouse. Cuando se requiera hacer click con el botón derecho, se indica que es con dicho botón. 5. Con el botón derecho del mouse hacer click en la celda B2, hacer click en “Import Variable”, en “Object” seleccionar “Alimento”, en “Variable” seleccionar “Comp Molar Flow”, en “Variable Specifics” seleccionar “Ethane” y hacer click en “OK”. 6. Repetir las instrucciones del paso anterior para las celdas B3 a B8 y los componentes “Propane” a C 6 + =“n-Heptane”. I ngreso de Fórmulas 7. Hacer click en la celda C2, presionar la tecla “+”, escribir b2 y dar “enter”. 8. Hacer click en la celda C3, presionar la tecla “+”, escribir b3*0.98 y dar “enter”. Spreadsheet 7 - 61 9. Hacer click en la celda C4, presionar la tecla “+”, escribir c9*0.01 y dar “enter”, (aparece <empty>). 10. Escribir 0 y dar “enter” en cada celda C5 a C8. 11. Hacer click en la celda C9, presionar la tecla “+”, escribir (c2+c3)/0.99 y dar “enter”. 12. Hacer click en la celda D2, presionar la tecla “+”, escribir c2/c9 y dar “enter”, hacer click en la celda D3, presionar la tecla “+”, escribir c3/c9 y dar “enter”, hacer click en la celda D4, presionar la tecla “+”, escribir c4/c9 y dar “enter”, hacer click en la celda D5, presionar la tecla “+”, escribir c5/c9 y dar “enter”, hacer click en la celda D6, presionar la tecla “+”, escribir c6/c9 y dar “enter”, hacer click en la celda D7, presionar la tecla “+”, escribir c7/c9 y dar “enter”, hacer click en la celda D8, presionar la tecla “+”, escribir c8/c9 y dar “enter”. 13. Con el botón derecho del mouse hacer click en la celda C9, hacer click en “Export Formula Result”, en “Object” seleccionar “Presión Torre”, en “Variable” seleccionar “Molar Flow” y hacer click en “OK”. 14. Con el botón derecho del mouse hacer click en la celda D2, hacer click en “Export Formula Result”, en “Object” seleccionar “Presión Torre”, en “Variable” seleccionar “Comp Mole Frac”, en “Variable Specifics” seleccionar “Ethane” y hacer click en “OK”. 15. Repetir las instrucciones del paso anterior para las celdas D3 a D8 y los componentes “Propane” a “n-Heptane”, hacer click en “X” para regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-13” presionando el botón “Save Case”) Cálculo Presión de Burbuja a la Temperatura del Condensador 16. Editar la corriente “Presión Torre”, en “Vapour/Phase Fraction” entrar 0.0000, en “Temperature” entrar 120 ºF. Regresar al PFD. Cual es la presión de la torre? psia 7 - 62 Método Corto de Destilación – Operación “Short Cut Distillation” Para simular esta operación se requiere dar como dato de entrada la composición del componente clave liviano (C 3 ) en el producto de fondo, la cual en este momento no se conoce; y la composición del componente clave pesado (iC 4 ) en el producto de cima, que es 1.0 % mol. Para calcular la composición del componente clave liviano (C 3 ) en el producto de fondo, se procede así: 17. Instalar una operación “Balance”, editarla e ingresar como corriente de entrada “Alimento” y corrientes de salida “Presión Torre” y “Fondos con C3”, especificar tipo “Mole” y regresar al PFD. 18. Como el alimento está en el punto de burbuja a la presión de la torre, editar la corriente “Alimento” y calcular la temperatura de burbuja a 263 psia. 19. Como el producto de fondos está a la presión de la torre, editar la corriente “Fondos con C3” y calcular la temperatura de burbuja a 263 psia. 20. Adicionar una operación “Short Cut Distillation”, editarla e ingresar la siguiente información: Inlet = Alimento, Condenser Duty = Cond Q, Distillate = Cima, Reboiler Duty =Reb Q, Bottoms =Fondos, señalar “Parameters” e ingresar en “Component” - “Light Key in Bottoms” =Propane y en el campo “Mole Fraction” = 0.0196. Para el campo “Component” - “Heavy Key in Distillate” =i-Butane y en el campo “Mole Fraction” =0.01. En el cuadro “Pressures” ingresar el valor calculado anteriormente de presión en la torre “263” psia, tanto para el condensador como el rehervidor (se asumió que la presión es constante en toda la torre). Cual es la composición del componente clave liviano (C 3 ) en el producto de fondo (Fondos con C 3 )? fracción mol Cual es el valor de la mínima relación de reflujo? Short Cut Distillation 7 - 63 21. En el cuadro “Reflux Ratios” ingresar para el campo “External Reflux Ratio” el valor calculado por el programa para “Minimum Reflux Ratio” multiplicado por 1.3 (R =1.3Rmin), ir a la pestaña “Performance”. Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-13” presionando el botón “Save Case”) Se observa que los flujos molares para las corrientes de cima y fondo varían un poco con respecto al Ejemplo 1-2 del módulo de Destilación. Lo anterior, porque en el método del simulador los componentes se distribuyen, mientras que en el Ejemplo 1-2 se asumió una separación perfecta. En la corriente “Cima” se puede ver que hay algo de nC 4 y trazas de iC5 en “Mole Flows”, vs. 0.0 en el cálculo ideal. Adicionalmente, los cálculos de equilibrio (puntos de burbuja) difieren, porque mientras en el procedimiento manual se utilizan cartas para leer las constantes de equilibrio (lo cual introduce imprecisiones), con el simulador se utilizan ecuaciones de estado con métodos termodinámicos que ofrecen mejor precisión. Cual es el flujo molar de producto de cima? lbmol/h Cual es el flujo molar de producto de fondo? lbmol/h Cual es el mínimo número de platos requerido? Cual es el número de platos calculado para R =1.3Rmin? Cual es la temperatura de fondos (Reboiler)? ºF 7 - 64 El método corto de destilación es solamente un estimado del comportamiento de una columna (reflujo, número de platos, plato óptimo de alimento, duties, etc.) y su aplicación se reduce a columnas simples con reflujo. Para resultados mas reales es necesario usar las operaciones de cálculo riguroso como “Distillation Column”. A continuación se presenta un ejemplo para ilustrar esta operación y tener mejores elementos para analizar la operación de un tren de fraccionamiento, en el cual se separan las fracciones de los líquidos recuperados del gas natural (NGL). Ejemplo 7-14 El aceite rico de la torre absorbedora del Ejemplo 7-12, va a la sección de regeneración en la cual hay una deetanizadora para remover el gas disuelto y una recuperadora de solvente donde se separan el solvente y los líquidos recuperados. Se desea separar en productos comercializables una mezcla de NGL (natural gas liquids) de 403 lbmol/h con la siguiente composición: C 2 =0.0107, C 3 =0.2834, iC 4 =0.1697, nC 4 =0.0772, iC 5 =0.3285, nC 5 =0.0585, nC 6 =0.0596 y nC 7 =0.0124, la cual entra a una depropanizadora a 70 ºF y 280 psia. El producto de cima es propano con una especificación de mínimo 90 % mol, el producto de fondo se alimenta a 170 psia a una torre debutanizadora, en la cual se obtiene GLP con un contenido máximo de pentanos de 1.0 % mol y gasolina natural cuya presión de vapor Reid (RVP) debe cumplir con la especificación ASTM D-323 (ver GPSA Sect. 2). Las torres tienen los siguientes parámetros: Depropanizadora Debutanizadora Número de platos teóricos 24 20 Plato de alimento 9 11 Temperatura en condensador, ºF 120 120 Presión en condensador, psia 260 140 Presión de cima, psia 270 150 Caída de presión en la torre, psi 10 10 Tipo condensador Total Total 7 - 65 1. Abrir un nuevo caso, seleccionar la EOS de Peng Robinson, ingresar los componentes de la mezcla de NGL, ir al PFD. Salvar el caso como Ejemplo 7-14.hsc 2. Seleccionar el conjunto de unidades “Field”, ingresar una corriente, editarla, llamarla “NGL” e ingresar 70 ºF, 280 psia, la composición molar y el flujo total de 403 lbmol/h, regresar al PFD. 3. Adicionar una operación Editarla e ingresar la siguiente información: Numb Stages n =24, en el cuadro “Inlet Streams” para el campo “Stream” =NGL, en el campo “Inlet Stage” = 9_Main TS, en la lista “Condenser” señalar “Total”, Ovhd Liquid Outlet = Propano, Bottoms Liquid Outlet =C4+, Condenser Energy Stream =Cond1 Q, Reboiler Energy Stream = Reb1 Q, después de dar “enter” hacer click en “Next>”, Condenser Pressure =260 psia, Condenser Pressure Drop =10 psi, Reboiler Pressure = 280 psia, hacer click” en “Next>” y nuevamente en Distillation Column 7 - 66 “Next>”, Liquid Rate =100 lbmole/h, Reflux Ratio =1.0, Flow Basis =Molar, hacer click en “Done”, ir a la pestaña “Design” y marcar “Specs”, hacer click en “Add...”, seleccionar “Column Temperature”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar lo siguiente: Name =Temperatura Condensador, Stage =Condenser, Spec Value =120 ºF, hacer click en “X”, hacer click en “Add...”, seleccionar “Column Component Fraction”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar lo siguiente: Name =Comp. min. C3, Stage =Condenser, Flow Basis =Mole Fraction, Phase =Liquid, Spec Value =0.91, Components =Propane, hacer click en “X”, señalar “Monitor”, en la columna “Active” hacer click en las dos primeras especificaciones “Reflux Ratio” y “Distillate Rate” para desactivarlas, en el cuadro “Specifications” activar las dos últimas “Temperatura Condensador” y “Comp. min. C3, la columna debe converger. Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-14” presionando el botón “Save Case”) 4. Adicionar una operación “Valve” a la cual entra la corriente “C4+” y sale “Carga a Debutanizadora”, regresar al PFD, editar la corriente “Carga a Debutanizadora” e ingresar una presión de 170 psia, regresar al PFD. 5. Adicionar otra operación “Distillation Column” editarla e ingresar la siguiente información: Numb Stages n =20, en el cuadro “Inlet Streams” para el campo “Stream” =Carga a Debutanizadora, en el campo “Inlet Stage” =11_Main TS, en la lista “Condenser” señalar “Total”, Ovhd Liquid Outlet =GLP, Bottoms Liquid Outlet = Gasolina Natural, Condenser Energy Stream = Cond2 Q, Reboiler Energy Stream = Reb2 Q, después de dar “enter” hacer click en “Next>”, Condenser Pressure =140 psia, Condenser Pressure Drop =10 psi, Reboiler Pressure = 160 psia, hacer click” en “Next>” y nuevamente en “Next>”, Liquid Rate =60 lbmole/h, Reflux Ratio =1.0, Flow Basis =Molar, hacer click en “Done”, ir a la pestaña “Design” y marcar “Specs”, hacer click en “Add...”, seleccionar “Column Temperature”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar lo siguiente: Name =Temperatura Condensador, Stage =Condenser, Cual es el contenido de propano en el producto de cima? fracción mol Cumple con el valor de la especificación mínima? 7 - 67 Spec Value =120 ºF, hacer click en “X”, hacer click en “Add...”, seleccionar “Column Component Fraction”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar lo siguiente: Name =Comp. max. C5’s, Stage =Condenser, Flow Basis =Mole Fraction, Phase =Liquid, Spec Value =0.009, Components =i-Pentane, n- Pentane, hacer click en “X”, hacer click en “Add...”, seleccionar “Column Vapour Pressure Spec”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar lo siguiente: Name =RVP, Stage =Reboiler, Type =Reid Vap Pressure, Phase =Liquid, Spec Value =26, hacer click en “X”, señalar “Monitor”, en la columna “Active” hacer click en las dos primeras especificaciones “Reflux Ratio” y “Distillate Rate” para desactivarlas. En el cuadro “Specifications” activar “Temperatura Condensador”, y “RVP” (Degrees of Freedom =0), la columna debe converger. Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-14” presionando el botón “Save Case”) 6. Editar la torre debutanizadora operación “T-101”, señalar “Monitor” ir al cuadro “Specifications” desactivar “RVP” y activar “Comp. max. C5’s”, la columna debe converger. Regresar al PFD. 7. Para conocer el RVP de la corriente “Gasolina Natural”, en la barra de menús ir a “Tools”, “Utilities”, señalar “Cold Properties”, hacer click en “Add Utility”, entrar Name =RVP, hacer click en “Select Stream...”, seleccionar “Gasolina Natural” y hacer click en “OK”. Cual es el contenido de pentanos en el GLP? fracción mol Cumple con la especificación de máximo contenido? Cual es el valor del RVP? psia Cumple con la especificación ASTM D-323 para RVP? 7 - 68 Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-14” presionando el botón “Save Case”) 7.11 Remoción de Gas Ácido por Endulzamiento con Amina La remoción de los componentes H 2 S y CO 2 (gas ácido) al gas natural, generalmente se hace mediante un proceso regenerativo con una alcanolamina (producto de la reacción de amoníaco con alcoholes o glicoles). El gas natural se pone en contacto con una solución acuosa de amina y el gas ácido se remueve obteniéndose un gas dulce. La solución de amina, rica en gas ácido, se regenera con calor y cierra el ciclo regresando a la unidad de contacto. A continuación se presenta un ejemplo en el cual se simula un proceso con amina, que permite un mejor entendimiento de las variables claves que deben ser manipuladas y controladas, para una óptima operación. Ejemplo 7-15 Una mezcla de 6,589 lbmol/h (60 MMscfd) de gas de producción con la siguiente composición molar: N 2 =0.0093, CO 2 =0.0557, H 2 S =0.0185, C 1 =0.7047, C 2 = 0.0648, C 3 =0.0325, iC 4 =0.0167, nC 4 =0.0083, iC 5 =0.0474, nC 5 =0.0095, nC 6 = 0.0167, nC 7 =0.0065 y H 2 O =0.0094, llega a 100 ºF y 915 psia al separador de entrada a la planta de procesamiento. El gas saturado con agua que sale del separador va a la Unidad de Endulzamiento con Amina (Di-etanol Amina Cual es el contenido de pentanos en el GLP? fracción mol Cumple con la especificación de máximo contenido? 7 - 6 9 7 - 70 - DEA), para remoción de H 2 S y CO 2 , a fin de que cumpla con las especificaciones como gas dulce. 1. Abrir un caso nuevo, ir a la pestaña “Fluid Pkgs”, hacer click en “Add...”, seleccionar el paquete de propiedades “Amine Pkg”, hacer click en “X”, ir a la pestaña “Components”, seleccionar “Component List - 1”, hacer click en “View...” e ingresar los componentes siguientes: N 2 , CO 2 , H 2 S, C 1 , C 2 , C 3 , iC 4 , nC 4 , iC 5 , nC 5 , nC 6 , nC 7 , H 2 O y DEAmine (escribir este nombre en el cajón “Match”), regresar al PFD. Salvar el caso como Ejemplo 7-15.hsc 2. Cargar el conjunto de unidades “Usuario 02”. 3. Adicionar una corriente, editarla y entrar la siguiente información: nombre “Gas de Llegada”, 100 ºF, 915 psia, 6,589 lbmol/h y la composición molar indicada arriba incluyendo un valor para DEA de 0.0000, regresar al PFD. 4. Adicionar una operación “Separator”, editarla e ingresar como corriente de entrada “Gas de Llegada”, salida de vapor “Gas a Contactora” y salida de líquido “Líquido”, regresar al PFD. El paquete de propiedades de Amina trabaja las torres absorbedora y regeneradora con platos reales; por lo cual se requieren valores de eficiencias que son diferentes a las de Murphree o de plato, porque están relacionadas con las reacciones entre la amina con el H 2 S y el CO 2 . Para la Absorbedora las eficiencias las calcula el programa con base en tres dimensiones de plato: diámetro, longitud del vertedero (weir length) y altura del vertedero (weir height). Para la Regeneradora es un dato suministrado donde valores típicos son 0.15 para CO 2 y 0.80 para H 2 S. 5. La rata de circulación de amina se puede estimar como se indica a continuación: De Ec. 5-1, Circ. Amina (US gpm) = ) peso % A * * ML ( AG % * Q * PM * 219 . 0 ) amina ( ) amina ( γ =598 gpm donde, PM (DEA) =105.14 lb/lbmol Q =60 MMscfd γ(DEA) =1.038 (Fig. 21-8 GPSA, DEA =A% =30% peso) ML (en DEA rica) =0.55 mol gas ácido/mol DEA %AG =5.57 CO 2 +1.85 H 2 S =7.42 7 - 71 Adicionar la corriente “Carga de DEA”, editarla e ingresar la siguiente información: 110 ºF, 910 psia, hacer doble click en “Mass Flow” y entrar 0.70 para H 2 O y 0.30 para DEAmine, normalizar y hacer click en “OK”, en “Std Ideal Liq Vol Flow” entrar 598 gpm, regresar al PFD. 6. Instalar una operación “Absorber”, editarla e ingresar la siguiente información: Numb Stages n =20, Top Stage Inlet =Carga de DEA, Bottom Stage Inlet = Gas a Contactora, Ovhd Vapour Outlet =Gas Dulce, Bottoms Liquid Outlet = DEA Rica, hacer click en “Next>”, Top Stage Pressure =900 psia, Bottom Stage Pressure = 910 psia, hacer click” en “Next>”, Optional Top Stage Temperature Estimate =100 ºF, Optional Bottom Stage Temperature Estimate = 160 ºF, hacer click en “Done”, ir a la pestaña “Parameters” y señalar “Solver”, ir a la derecha de la ventana y entrar un valor de 0.4 para la celda “Fixed Damping Factor”, seleccionar “Amines” y entrar los datos que se indican en su orden: primero Tray Diameter =6.0 ft, después Weir Length =5.0 ft y Weir Height =0.25 ft, hacer click en el botón “RUN”, la torre debe converger. Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-15” presionando el botón “Save Case”) Adicionar una Hoja de Cálculo - Operación “Spreadsheet” 7. Para calcular la concentración en ppmv de H 2 S y CO 2 en el Gas Dulce, se utiliza la operación “Spreadsheet”. Adicionar una operación “Spreadsheet” para calcular la concentración en ppmv de H 2 S y CO 2 en el Gas Dulce. Editarla, ir a la pestaña “Spreadsheet”, hacer click en la celda A2 y escribir “H2S”, hacer click en la celda A3 y escribir “CO2”, hacer click en la celda A4 y escribir “Total Gas Dulce”, hacer click en la celda B1 y escribir “Moles en Gas Dulce”, hacer click en la celda C1 y escribir “ppmv en Gas Dulce”, con el botón derecho del mouse hacer click en la celda B2, hacer click en “Import Variable”, en “Object” señalar “Gas Dulce”, en “Variable” señalar “Comp Molar Flow”, en “Variable Specifics” señalar H2S y hacer click en “OK”, con el botón derecho del mouse hacer click en la celda B3, hacer click en “Import Variable”, en “Object” señalar “Gas Dulce”, en “Variable” señalar “Comp Molar Flow”, en “Variable Specifics” señalar CO2 y hacer click en “OK”, con el botón derecho del mouse hacer click en la celda B4, hacer click en “Import Variable”, en “Object” señalar “Gas Dulce”, en “Variable” señalar “Molar Flow” y hacer click en “OK”, hacer click en la celda 7 - 72 C2, escribir +b2/b4*1000000 y dar “Enter”, hacer click en la celda C3, escribir +b3/b4*1000000 y dar “Enter”. 8. Instalar una operación “Valve” a la cual entra “DEA Rica” y sale “DEA a TK Flash” a una presión de 90 psia. 9. Instalar una operación “Separator” para remover los gases livianos disueltos en la amina. Entra la corriente “DEA a TK Flash”, sale como vapor “Vap Flash” y como líquido “DEA a R/P”. 10. Instalar una operación “Heat Exchanger”, editarla e ingresar la siguiente información: Tube Side Inlet =DEA a R/P, Tube Side Outlet =DEA a Regen, Shell Side Inlet =DEA Regenerada, Shell Side Outlet =DEA de R/P, señalar “Parameters” e ingresar Tube Side - Delta P =10.0 psi, Shell Side - Delta P = 10.0 psi y regresar al PFD, editar la corriente “DEA a Regen” e ingresar 200 ºF, regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-15” presionando el botón “Save Case”) Adicionar la Regeneradora de DEA 11. Adicionar la operación “Distillation Column”, editarla e ingresar la siguiente información: Numb Stages n =18, en el cuadro “Inlet Streams” para el campo “Stream” =DEA a Regen, en el campo “Inlet Stage” =4_Main TS, en la lista “Condenser” señalar “Full Rflx”, Ovhd Vapour Oulet =Gas Acido, Bottoms Liquid Outlet = DEA Regenerada, Condenser Energy Stream = Cond Q, Reboiler Energy Stream =Reb Q, hacer click en “Next>”, Condenser Pressure = 27 psia, Condenser Pressure Drop =2 psi, Reboiler Pressure =30 psia, hacer click” en “Next>” y nuevamente en “Next>”, Vapour Rate =1.0 lbmole/h, Reflux Ratio =1.0, Flow Basis =Molar, hacer click en “Done”, ir a la pestaña “Parameters” y seleccionar “Efficiencies”, en “Efficiency Type” marcar “Component”, hacer doble click en “Reset H2S, CO2” (las eficiencias para todos los platos de la torre deben quedar en 0.15 CO2 y 0.80 H2S y en color Cual es la concentración de H 2 S y CO 2 en el “Gas Dulce”? ppmv H 2 S ppmv CO 2 7 - 73 azul), en el cuadro “Parameters” señalar “Solver”, ir al campo “Fixed Damping Factor” y entrar 0.40, ir a la pestaña “Design” y seleccionar “Specs”, hacer click en “Add...”, seleccionar “Column Temperature”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar lo siguiente: Name =Temperatura Condensador, Stage = Condenser, Spec Value =120 ºF, hacer click en “X”, hacer click en “Add...”, seleccionar “Column Duty”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar lo siguiente: Name =Duty Rehervidor, Energy Stream =Reb Q @COL2, Spec Value =5,000,000 Btu/h, hacer click en “X”, seleccionar “Monitor”, en la columna “Active” hacer click en las dos primeras especificaciones “Reflux Ratio” y “Ovhd Vap Rate” para desactivarlas. En el cuadro “Specifications” ir a las dos últimas “Temperatura Condensador” y “Duty Rehervidor” y activarlas (Degrees of Freedom =0), la columna debe converger. Ir a la celda de la especificación Duty Rehervidor y cambiar el valor por 35,640,000 Btu/h según guías del GPSA, dar “Enter” y la columna debe converger nuevamente. Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-15” presionando el botón “Save Case”) * Las eficiencias de componente para esta torre se consideran constantes (0.15 - CO 2 y 0.80 - H 2 S) para los 18 platos reales. * Se utiliza un factor denominado “Damping” (entre 0.25 – 0.5), el cual mejora la estabilidad de la convergencia en los cálculos de los modelos termodinámicos de la torre. * Para estimar el Duty del Rehervidor se usan las guías de la Fig. 21-3 del GPSA. Para DEA se tomó un valor de 1,000 Btu/ galones de amina pobre, así: Duty en Btu/h = gal/min (amina pobre) * 60 min/h * 1,000 Btu / gal = 598 * 60 * 1,000 =35,880,000 Btu/h 12. En la Contactora y especialmente en la Regeneradora, se pierde agua del sistema, por lo tanto es necesario reponerla. Adicionar una operación “Mixer”, editarla e ingresar la siguiente información: Inlets =DEA de R/P, Reposición de H2O, Outlet = DEA a Enfriamiento, señalar “Parameters” y seleccionar “Equalize All”, regresar al PFD. Editar la corriente “Reposición de H2O” e ingresar 90 ºF, hacer doble click en “Mass Flow” e ingresar H2O = 1.0, normalizar, hacer click en “OK” y nuevamente en “X”. 7 - 74 13. Instalar una operación “Cooler”, editarla e ingresar la siguiente información: Inlet =DEA a Enfriamiento, Outlet =DEA a Bomba, Energy =Cooler Q, seleccionar “Parameters” e ingresar Delta P =5.0 psi y regresar al PFD. 14. Adicionar una operación “Pump”, editarla e ingresar la siguiente información: Inlet =DEA a Bomba, Outlet =DEA a Reciclo, Energy =Bomba Q, regresar al PFD. Editar la corriente “DEA a Reciclo” e ingresar 110 ºF, 910 psia, regresar al PFD. 15. Instalar una operación “Recycle”, editarla e ingresar la siguiente información: Inlet =DEA a Reciclo, Outlet =Carga de DEA, regresar al PFD. 16. A fin de que cada vez que se cambie el valor del reciclo de DEA “Carga de DEA” a la Contactora, se actualice el valor de “DEA a Enfriamiento” y por consiguiente la Reposición de H2O, adicionar la operación “SET”, editarla, hacer click en “Select Var...”, en la columna “Object” seleccionar “DEA a Enfriamiento”, en la columna “Variable” seleccionar “Std Ideal Liq Vol Flow”, hacer click en “OK”, en el campo “Source” - “Object:”, seleccionar la corriente “Carga de DEA”, ir a la pestaña “Parameters” y entrar Multiplier =1.0, Offset [USGPM] =0.0, el caso debe converger. Regresar al PFD. (Salvar el caso con el mismo nombre “Ejemplo 7-15” presionando el botón “Save Case”) 17. Una guía operacional en este proceso, es la carga molar de gas ácido en la amina rica (ver Fig. 21-3 de GPSA - DEA Rica: 0.43 - 0.73) que se expresa como: (moles de H 2 S +CO 2 ) / (moles de DEA) en la corriente DEA Rica. Para calcular esta relación editar la operación “SPRDSHT-1”, en la pestaña “Spreadsheet” hacer click en la celda D1 y escribir “Moles en DEA Rica”, hacer click en la celda C4 y escribir “DEA”, hacer click en la celda C6 y escribir “Carga Molar”, con el botón derecho del mouse hacer click en la celda D2, hacer click en “Import Variable”, en “Object” señalar “DEA Rica”, en “Variable” señalar “Comp Molar Flow”, en “Variable Specifics” señalar H2S y hacer click en “OK”, con el botón derecho del mouse hacer click en la celda D3, hacer click en “Import Variable”, en “Object” señalar “DEA Rica”, en “Variable” señalar Cual es la concentración de H 2 S y CO 2 en el “Gas Dulce”? ppmv H 2 S ppmv CO 2 7 - 75 “Comp Molar Flow”, en “Variable Specifics” señalar CO2 y hacer click en “OK”, con el botón derecho del mouse hacer click en la celda D4, hacer click en “Import Variable”, en “Object” señalar “DEA Rica”, en “Variable” señalar “Comp Molar Flow”, en “Variable Specifics” señalar DEAmine y hacer click en “OK”, hacer click en la celda D6, escribir +(d2+d3)/d4 y dar “Enter”. 18. Se requiere doblar la carga de gas a la planta. Salvar como “Ejemplo 7-15A.hsc” y hacer los cambios necesarios haciendo primero click en el botón “Solver Holding” para que pueda hacer los cambios sin que el caso corra. Una vez hechos los cambios hacer click en el botón “Solver Active”. Cuanto es la carga molar en DEA Rica? Vs. 0.55 mol gas ácido/mol DEA (del Paso 5) Cuales fueron los cambios para procesar el doble de la carga de la corriente “Gas de Llegada” =13,178 lbmol/h? 1. 2. Cuanto es la carga molar en DEA Rica? B - 1 BI BLI OGRAFÍ A 1) ENGINEERING DATA BOOK, Gas Processors Suppliers Association - GPSA, Eleventh Edition – FPS, 1,998. 2) SOUDERS, MOOTT, J R., BROWN, GEORGE, G., Design of Fractionating Columns – Entrainment and Capacity, Industrial and Engineering Chemistry, V. 26, No. 1, J anuary 1934, p. 98. 3) SVRCEK, W., Y., MONNERY, W., D., Design Two Phase Separators Within the Right Limits, Chemical Engineering Progress, October 1993, p. 53 - 60. 4) MONNERY, W., D., SVRCEK, W., Y., Successfully Specify Three Phase Separators, Chemical Engineering Progress, Vol. 90(9), September 1994, p. 29 - 40. 5) CÓDIGO ASME B31.1 – 1995 Edition, Appendix A, Table A-1. 6) WICHERT, E., WICHERT, G., Chart Estimates Water Content of Sour Natural Gas, Oil and Gas J ournal, Mar. 29, 1993, p. 61 – 64. 7) CAMPBELL, J ., M., Gas Conditioning and Processing, Chapters 17, 18, & 19, Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 1981. 8) MEHTA, A., P., SLOAN, E., D., Structure H Hydrates: The State of the Art, Proceedings 75 th GPA Annual Convention, Denver, CO, 1996. 9) ERGUN, S., Fluid Flow Through Packed Columns, Chem. Eng. Prog., Vol. 48, Feb. 1952, p. 89. 10) KING, C., J ., Separation Processes, New York McGraw-Hill, 1971. 11) FENSKE, M., R., Fractionation of Straight-Run Pennsylvania Gasoline, Ind. Eng. Chem. 24, 482-5, 1932. B - 2 12) WINN, F., W., New Relative Volatility Method for Distillation Calculations, Pet. Refiner. 37(5), 216-218, 1958. 13) UNDERWOOD, A., J ., V., Fractional Distillation of Multicomponent Mixtures, Chem. Eng. Progr. 44, 603-14, 1948. 14) ERBAR, J ., H., MADDOX, R., N., Latest Score: Reflux vs. Trays, Petr. Refiner 40(5), 183-188, 1961. 15) O’CONNELL, H., E., Plate Efficiency of Fractionating Columns and Absorbers, Trans. AIChE 42, 741-755, 1946. 16) HYPROTECH LTD., Hysys Process Simulator Program, 300 Hyprotech Centre, 1110 Centre Street North, Calgary, Alberta T2E 2R2, Canada.