LIB. Procesamiento de Gas y Simulación de Procesos

ESPECIALIZACIÓN EN INGENIERÍA DE GAS

DISEÑO Y OPERACIÓN DE UNIDADESPARA PROCESAMIENTO DE GAS

YAPLICACIONES DE SIMULACIÓN DE PROCESOS

UNIVERSIDAD INDUSTRIAL DE SANTANDERESCUELA DE INGENIERÍA DE PETRÓLEOS

BUCARAMANGAABRIL 28 - MAYO 07 DE 2,004

ESPECIALIZACIÓN EN INGENIERÍA DE GAS

DISEÑO Y OPERACIÓN DE UNIDADESPARA PROCESAMIENTO DE GAS

YAPLICACIONES DE SIMULACIÓN DE PROCESOS

InstructorALONSO JARAMILLO SANCLEMENTE

Ingeniero QuímicoEspecialista en Ingeniería de Gas y Economía de Procesos

UNIVERSIDAD INDUSTRIAL DE SANTANDERESCUELA DE INGENIERÍA DE PETRÓLEOS

BUCARAMANGAABRIL 28 - MAYO 07 DE 2,004

iii

CONTENIDO

pág

1.0 PROPÓSITO DEL TRATAMIENTO DE GAS ........................................ 1-2

1.1 Introducción .................................................................................................... 1-21.2 Especificaciones del Gas de Venta y del GLP................................................ 1-21.3 Pasos en una Planta de Procesamiento de Gas................................................ 1-31.4 Equipos de proceso ......................................................................................... 1-5

2.0 RECIBO Y SEPARACIÓN DEL GAS EN LA PLANTA ........................ 2-2

2.1 Tipos de Fluidos que Entran a la Planta.......................................................... 2-22.2 Principios de la Separación ............................................................................. 2-22.3 Separación Gas / Líquido ................................................................................ 2-52.4 Separador de Entrada .................................................................................... 2-122.5 Generalidades para Diseño de Separadores Gas - Líquido........................... 2-122.6 Dimensionamiento de Separadores de Dos Fases......................................... 2-232.7 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 DESHIDRATACIÓN.................................................................................... 3-2

3.1 Introducción .................................................................................................... 3-23.2 Contenido de Agua en el Gas Natural............................................................. 3-33.3 Hidratos de Gas Natural ................................................................................ 3-113.4 Predicción de Condiciones para la Formación de Hidratos .......................... 3-12

iv

3.5 Inhibición de Hidratos................................................................................... 3-313.6 Proceso de Deshidratación con Glicol .......................................................... 3-403.7 Deshidratación con Desecante Sólido........................................................... 3-553.8 Deshidratación con Cloruro de Calcio .......................................................... 3-613.9 Deshidratación con Membrana Permeable ................................................... 3-633.10 Deshidratación por Refrigeración ................................................................. 3-68

NOMENCLATURA ..............................................................................................3-69

4.0 CONTROL DE PUNTO DE ROCÍO POR HIDROCARBURO YREMOCIÓN DE LÍQUIDOS ...................................................................... 4-2

4.1 Introducción .................................................................................................... 4-24.2 Ciclo Corto de Adsorción................................................................................ 4-34.3 Refrigeración................................................................................................... 4-54.4 Absorción con Aceite Pobre ......................................................................... 4-164.5 Turbo-expander ............................................................................................. 4-18

NOMENCLATURA ..............................................................................................4-20

5.0 ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL ............................................. 5-2

5.1 Introducción .................................................................................................... 5-25.2 Proceso Típico de Tratamiento de Gas por Remoción de Gas Ácido............. 5-25.3 Consideraciones de Diseño y Operación de Equipos en Proceso

de Remoción de Gas Ácido............................................................................. 5-45.4 Problemas Operacionales .............................................................................. 5-135.5 Solventes para Tratamiento de Gas............................................................... 5-155.6 Comparación de Solventes Químicos para Endulzamiento .......................... 5-175.7 Cálculos Simples Proceso de Endulzamiento con Amina ............................ 5-185.8 Solventes Físicos........................................................................................... 5-265.9 Solventes Mezclados..................................................................................... 5-275.10 Procesos de Endulzamiento Secos ................................................................ 5-285.11 Procesos con Solventes Químicos no Regenerativos.................................... 5-30

v

NOMENCLATURA ..............................................................................................5-31

6.0 SEPARACIÓN DE LÍQUIDOS RECUPERADOS DEL GASNATURAL..................................................................................................... 6-2

6.1 Introducción .................................................................................................... 6-26.2 Propósito del Fraccionamiento........................................................................ 6-2

7.0 SIMULACIÓN DE PROCESOS ................................................................. 7-2

7.1 Introducción .................................................................................................... 7-27.2 Bases para Construir un Caso ......................................................................... 7-27.3 Separador de Dos Fases de Entrada a Planta de Gas .................................... 7-107.4 Separador de Tres Fases en Succión de Compresor de Planta de Gas.......... 7-187.5 Contenido de Agua en el Gas Natural........................................................... 7-237.6 Cálculo de Condiciones para Formación de Hidrato .................................... 7-287.7 Inhibición de Hidratos................................................................................... 7-347.8 Proceso de Deshidratación con Glicol .......................................................... 7-427.9 Control de Punto de Rocío por Hidrocarburo ............................................... 7-527.10 Separación de Líquidos Recuperados del Gas Natural ................................. 7-587.11 Remoción de Gas Ácido por Endulzamiento con Amina ............................. 7-68

BIBLIOGRAFÍA ...................................................................................................B-1

vi

LISTA DE TABLASpág

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 – HLLL .................................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 ks 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 H2S no Regenerativos ....................5-30

vii

LISTA DE FIGURASpág

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


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 3-12 Información Ejemplo 3-8 ..................................................…. 3-23



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 3-20 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 3-25 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 CaCl2 ................3-62




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 5-3 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 PROPÓSITO DEL TRATAMIENTO DE GAS

1 - 2

1.0 PROPÓSITO DEL TRATAMIENTO DE GAS

1.1 Introducción

El propósito del tratamiento de una mezcla de gas de producción es asegurar quecumpla las especificaciones de calidad requeridas para poder ser comercializado.Cuando se considera el diseño óptimo de una planta de gas, la siguiente informacióndebe 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 gasnatural 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 paraconvertir el gas de producción, en gas de venta de forma tal que cumpla con lasespecificaciones 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 concentraciónvaría considerablemente, las especificaciones del gas de venta no se limitan a loscomponentes 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 portubería a alta presión y grandes distancias a la temperatura de la tierra, sin que seformen líquidos, los cuales pueden causar corrosión, hidratos o baches (slugs) delíquido dentro de los equipos aguas abajo. Por consiguiente, las especificaciones delgas 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 CO2 2 % vol• Máximo contenido permisible de H2S 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/ft3

• Máximo poder calorífico superior - HHV, 1,150 Btu/ft3

• Libre de partículas, químicos de tratamiento y otroscontaminantes de planta de proceso

Conociendo estas especificaciones y la rata y composición requerida del gas deventa y del gas de producción entrando a la planta; se pueden diseñar los diferentesequipos 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, sepueden 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, semuestran 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 especificacionescomo gas de venta. El tratamiento mínimo para un gas de producción es ladeshidratación; sin embargo, dependiendo de la composición de dicho gas, los pasostípicos para su procesamiento pueden ser los siguientes: (ver Figura 1.1)

1 - 4

Rec

olec

ción

de G

asSe

para

ción

de E

ntra

da

Com

pres

ión

Trat

amie

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de L

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C3 ,

C4

C5+

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de A

gua

GLP

Gas

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Gas

de

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a

FIG

UR

A 1

-1

ESQ

UE

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DE

PR

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ESA

MIE

NT

O D

E G

AS

Con

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ado

Esta

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ado

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 aprocesos de naturaleza física, con excepción del proceso de remoción de gas ácidoque involucra reacciones químicas.

Las especificaciones de los productos gaseosos y líquidos se alcanzan porseparación de los compuestos, mediante cambios en las condiciones físicas detemperatura y presión a las cuales están expuestas los fluidos. El contacto con otroscompuestos tales como glicol y aceite de absorción, afecta las solubilidades relativasde 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 deadsorción física. La destilación es el proceso usado para separar los hidrocarburos enlas fracciones líquidas.

1.4 Equipos de proceso

En una planta de procesamiento de gas los fluidos líquidos y gaseosos van de unequipo a otro, en los cuales se varía la temperatura y la presión bajo condicionescontroladas. Para mover los fluidos y cambiar sus condiciones de presión ytemperatura 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 yestándares que usualmente tienen relación con aspectos de seguridad así como consu desempeño.

En los capítulos siguientes se incluyen métodos de cálculo generales para eldimensionamiento y diseño de equipos sin pretender que éste sea un curso de diseñomecánico.

2.0 RECIBO Y SEPARACIÓN DEL GAS EN LA PLANTA

2 - 2

2.0 RECIBO Y SEPARACIÓN 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 quellegan a la planta de procesamiento son como mínimo gas y agua si el gas es seco, ygas, condensado y agua cuando el gas es húmedo y contiene una cantidad apreciablede compuestos pesados que pueden recuperarse como líquido. Este fluidomultifásico 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 primerequipo de la planta llamado separador de entrada, y se basa en los principios de laseparación.

2.2 Principios de la Separación

En la separación física de gas y líquidos o sólidos, se usan tres principios como sonmomentum, acción de la gravedad y coalescencia. Un separador puede utilizar uno ovarios de estos principios, pero las fases de los fluidos deben ser inmiscibles y tenerdensidades diferentes para que la separación ocurra.

• Momentum

Las fases de los fluidos con diferentes densidades tienen también diferentemomentum. Si una corriente en dos fases cambia de dirección repentinamente,el gran momentum que se desarrolla no permitirá a las partículas de la fase máspesada voltear tan rápido como las del fluido liviano, de esta forma ocurre laseparación. Este principio se usa para la separación primaria de dos fases en unacorriente.

2 - 3

• Acción de la Gravedad

Gotas de líquido se separan de la fase de gas, si la fuerza de gravedad que actúasobre la gota, es mayor que la fuerza de arrastre del gas que fluye alrededor de lagota. Estas fuerzas se describen matemáticamente usando la velocidad terminalVt:

(NOTA : Ver Nomenclatura en la parte final de cada Capítulo.)

Cuando no se utiliza extractor de neblina, se define una constante empírica Kpara dimensionamiento de separadores como:

'C3gD4K p= Ec. 2-2

El coeficiente de arrastre C’ es función de la forma de la partícula y para efectosde esta ecuación, se considera que la partícula corresponde al sólido esferarígida. De esta manera el coeficiente de arrastre se calcula de la siguienteexpresión:

C’ = exp(Y) Ec. 2-3

donde, Y = 8.411 - 2.243X + 0.273X2 – 1.865*10-2X3 + 5.201*10-4X4

µ

ρ−ρρ= 2g

g3

pg8 )(D10*95.0lnX 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

gtpVD1488Reµ

ρ= Ec. 2-4

VgM

A CgD

Ct

p

p

pg

g

g

g= =

2 4( )

'

( )

'

ρ ρρ ρ

ρ ρ3ρ

L

L

L- - Ec. 2-1

2 - 4

Ley de Newton

Para partículas grandes (mayores de 1,000 micras), el efecto de la gravedad sedescribe con la ley de Newton. El valor límite del coeficiente de arrastre es 0.44para números de Reynolds por encima de 500 y hasta 200,000. Con C’=0.44 enEc. 2-1 se obtiene la ecuación de la ley de Newton así:

g

gpt

)(gD74.1V L

ρρ−ρ= Ec. 2-5

Ley Intermedia

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:

( ) 6.0Re5.18'C −= Ec. 2-6

µρ

ρ−ρ= 43.029.0g

71.0g

14.1p

71.0

t)(Dg54.3V L Ec. 2-7

Ley de Stokes

Para partículas entre 2 y 100 micras y bajos números de Reynolds (menores de2), existe una relación lineal entre el coeficiente de arrastre y el número deReynolds (correspondiente a flujo laminar). La Ec. 2-1 se convierte en la ley deStokes expresada así:

µρ−ρ=

18)(gD488,1V g

2p

tL Ec. 2-8

2 - 5

Para cada una de las leyes anteriores existe un diámetro de partícula crítico porencima del cual la ley no aplica.

Kcr = 18.13 para ley de NewtonKcr = 0.334 para ley IntermediaKcr = 0.025 para ley de Stokes

• Coalescencia

Partículas muy pequeñas como neblina o humo no pueden ser separadas porgravedad. Artefactos de coalescencia instalados en separadores, forzan al gaspara que siga un camino irregular, creando un gran momentum a las pequeñasgotas que produce colisión entre ellas, originando gotas más grandes. Estasgotas más grandes pueden separarse de la fase gaseosa por gravedad. Ejemplosde artefactos de coalescencia son las mallas (wire mesh screens), elementos devena (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 deprocesamiento de gas. Existen diferentes tipos de separadores según sea laaplicación particular y entre los principales se encuentran los siguientes:

• Separadores verticales• Separadores horizontales• Separadores esféricos• Separadores centrífugos• Filtros separadores

D Kg

p crg gL

=−

µρ ρ ρ

2 1 3

( )

/

Ec. 2-9

2 - 6

Los separadores usualmente contienen cuatro secciones principales, mas loscontroles necesarios. En las Figuras 2-1, 2-2 y 2-3 se muestran para separadoresverticales, horizontales y esféricos, las cuatro secciones que se describen acontinuación:

Sección A de separación primaria, usada para separar la mayor parte del líquidolibre en la corriente de carga y que corresponde a la boquilla de entrada, la cualpuede ser tangencial o con un bafle desviador; lo cual hace que se aplique el primerprincipio de separación, por el cambio repentino de dirección.

Sección B de separación secundaria, usada para separar las gotas de líquido que sonarrastradas por el gas y que corresponde a la parte de la vasija a través de la cual semueve el gas a relativa baja velocidad, y donde se aplica el segundo principio deseparación por acción de la fuerza de la gravedad.

Sección C de coalescencia, usada para remover gotas de líquido muy pequeñasmediante el tercer principio de separación, al chocar contra una superficie dondeellas coalescen y se vuelven más grandes. Un valor típico del líquido que puede serarrastrado a través de un extractor con neblina es de 0.1 galón por millón de piescúbicos estándar.

Sección D colectora de líquido, usada para almacenar todo el líquido separado delgas en las tres secciones anteriores. Dependiendo de los requerimientos, esta secciónde 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 elgas es muy bajo (altas relaciones gas/líquido). Los fluidos entran a la vasija ygolpean el bafle de la boquilla de entrada, esto inicia una separación primaria yel líquido removido cae al fondo de la vasija. El gas se mueve hacia arribapasando generalmente por un extractor de neblina, en el cual las pequeñas gotasdel líquido coalescen y se remueven del gas cayendo al fondo de la vasija. Deesta forma el gas se “seca” y sale del separador. Una aplicación típica deseparador 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 unaválvula de corte de flujo de gas.

- El separador ocupa poco espacio.

FIGURA 2-1SEPARADOR VERTICAL

• Separadores Horizontales

Son más eficientes para grandes cantidades de fluidos y cuando gran cantidad degas disuelto está presente con el líquido. En esta configuración la gran áreasuperficial del líquido, suministra condiciones óptimas para liberar el gas

Salida deLíquido

RompeVórtice

Extractorde Neblina

Salida deGas

Entrada endos Fases

A

C

B

D

A = Sección de separación primariaB = Sección de separación secundariaC = Sección de coalescenciaD = Sección colectora de líquido

2 - 8

disuelto. Una aplicación típica de separador horizontal es en una estación deproducción en la cual:

- Un volumen grande del líquido tiene un tiempo de retención alto, permitiendoque se libere el gas disuelto.

- Más área superficial por volumen de líquido para ayudar a la completadesgasificación.

- La configuración horizontal maneja mejor la formación de espuma.

- El nivel de líquido responde lentamente a los cambios en el inventario delíquido.

FIGURA 2-2SEPARADOR HORIZONTAL


Salida deLíquido

Salida deGas

Entrada endos Fases

Extractor deNeblina

A C

B

DRompeVórtice

2 - 9

• Separadores Esféricos

Estos separadores se usan ocasionalmente para servicios a alta presión yvolúmenes de líquido pequeños.

FIGURA 2-3SEPARADOR ESFÉRICO

• Separadores Centrífugos

Estos equipos sirven para separar sólidos y líquidos de una corriente de gas. Sudiseño es especial y propio de cada fabricante; el cual debe ser consultado paraobtener asistencia sobre el dimensionamiento de este tipo de separador. Suselección debe ser muy cuidadosa y para algunas aplicaciones no sirve. Laprincipal ventaja de un separador centrífugo sobre un filtro separador, es querequiere mucho menos mantenimiento. Algunas desventajas del separadorcentrífugo son:

- Algunos diseños no manejan baches de líquido (slugs).

- La eficiencia no es tan buena como en otro tipo de separadores.

Salida de Gas

Indicadorde Presión

Entrada enDos Fases

Salida deLíquidoDrenaje

Control deNivel deLíquido


AC

B

D

2 - 10

- La caída de presión tiende a ser más alta que en separadores con elementos devena o con extractor de niebla.

- Para altas eficiencia tiene un rango de flujo muy estrecho.

FIGURA 2-4SEPARADOR CENTRÍFUGO

Salida de Vapor

Salida deLíquido

Entrada

Limpieza eInspección

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. Dela misma forma que el separador centrífugo, su diseño es especial y propio decada fabricante.

FIGURA 2-5FILTRO SEPARADOR

Elementos Filtrantesy Coalescentes

Cabeza deApertura Rápida

EntradaCámara deSeparaciónde Entrada

Extractor Finalde Neblina

Primera EtapaDepósito de

Líquido

Salida deLíquido Segunda Etapa

Depósito deLíquido

Salida deGas

2 - 12

2.4 Separador de Entrada

La tubería donde finaliza el sistema de recolección y entra a la planta deprocesamiento, está equipada con varias válvulas. Estas válvulas están diseñadaspara proteger las vasijas de la planta por una sobrepresión, así como para controlarla rata de flujo de los fluidos que entran. En la Figura 2-6 se muestra un separador deentrada típico, en el cual pueden verse las válvulas y los accesorios que se utilizanpara controlar las diferentes variables como presión, flujos y niveles, y para medir laproducción tanto del gas, como del condensado y el agua.

La función principal de este equipo es separar el gas, el hidrocarburo condensado yel agua. Una segunda función muy importante, es actuar de amortiguador (slugcatcher) para recibir los baches de líquido que pueden venir con el gas.

Cuando grandes cantidades de fluidos llegan a la planta, se usa normalmente unavasija horizontal, la cual puede ser un separador de dos o tres fases, dependiendo dela composición del gas que entra. Adicionalmente, el separador se sobredimensionasi 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 puedanllegar por inestabilidad en el sistema de recolección de gas. Parte del área transversaldel separador se dedica a la separación de gas de los líquidos, y parte se usa paracolectar los líquidos.

A continuación se presentan algunos conceptos para el diseño básico de separadoresgas - líquido.

2.5 Generalidades para Diseño de Separadores Gas - Líquido

Para diseñar tanto el separador de entrada como los equipos aguas abajo de este, esnecesario conocer la cantidad, composición y propiedades de la carga a la planta y lacantidad, composición y propiedades de los productos del separador en las fases de

FIGURA 2-6SEPARADOR TÍPICO DE ENTRADA

A TEA

Gas deProducción

A TEA

Condensado aEstabilización

Agua aDisposición

Gas a Tren deProcesamiento

ESD FC

M

LC LA

MM

LI LC

2 - 13

2 - 14

vapor y líquida. Lo anterior se logra mediante un cálculo “Flash” el cual puedehacerse manualmente siguiendo un procedimiento de cálculo como el descrito en elGPSA Data Book ( 1 ) Section 25; o por computador, para lo cual existe una ampliagama de programas en el mercado, desde programas para cálculos sencillos hastasimuladores de procesos. Adicionalmente, con respecto al líquido que pueda llegarcon 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 extractoresde neblina “Woven Wire Demisters”.

Separadores Sin Extractores de Neblina

Este separador es típicamente una vasija horizontal en la cual se utiliza la gravedadcomo mecanismo para separar las fases líquido y vapor. El dimensionamiento sehace usando la Ec. 2-1, el coeficiente de arrastre de la Ec. 2-3 y el tamaño mínimode 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 queemplea el gas para ir de la entrada a la salida, es igual al tiempo que emplea una gotade líquido de tamaño Dp para caer desde la parte superior de la vasija hasta lasuperficie de líquido. Asumiendo que no hay retención o almacenamiento delíquido, la longitud está dada por:

Si el separador va a usarse adicionalmente para almacenar líquido, se requiere unmayor tamaño de la vasija.

Aunque los separadores pueden ser de cualquier longitud, usualmente la relaciónlongitud costura – costura a diámetro interno de la vasija ( L/Dv ) está en el rango de1.5:1 a 6:1.

LQ

V Da

t v=

4

πEc. 2-10

2 - 15

Para separadores verticales sin extractor de neblina, se usan las ecuaciones Ec. 2-11y Ec. 2-12 con un valor de K o C igual a la mitad de los utilizados para separadoresverticales con extractor de neblina (ver Tabla 2-1 mas adelante), o el K teórico quese calcula con la Ec. 2-2 para la cual, el coeficiente de arrastre C’ se puede calcularcon la Ec. 2-3 o de la Fig. 2-7 (Fig. 7-3 del GPSA).

EJEMPLO 2-1

Un separador horizontal sin extractor de neblina se requiere para manejar 50MMscfd de un gas con gravedad específica 0.72, un factor de compresibilidad de 0.9y una viscosidad de 0.013 cP; a una presión de 550 psig y una temperatura de 100ºF. Se desea remover el líquido cuyo tamaño de gota sea mayor de 150 micras, lagravedad específica del líquido es 0.50. No se requiere almacenamiento de líquido.

SG(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 ft3/ºR lbmol

SG(líq) = ρ(líq) / ρ (agua) ρ (agua) = 62.4 lb/ft3

Densidad del líquido, ρ(líq) = (0.50)(62.4) = 31.2 lb/ft3

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=Mvscf d lb lbmol

scf lbmol h d s h=

(50* ) / ( . ) /( ) / ( ) / ( ) /

10 2085380 24 3600

6

Densidad del gas, = 2.18 lb/ft3ρgP PMRTZ

= =( ) (564. )( . )

( . )(560)( . )7 20 85

10 73 0 90

2

g3

pg8

2 )(D)10)(95.0((Re)'C L

µρ−ρρ=

FIGURA 2-7COEFICIENTE DE ARRASTRE

2 - 16

2 - 17

De la Ec. 2-3 se calcula el coeficiente de arrastre C’,

µ

ρ−ρρ= 2g

g3

pg8 )(D10*95.0lnX L

−= 2

38

013.0)18.22.31(*000492.0*18.2*10*95.0lnX

X = 8.351

Y = 8.411 - 2.243X + 0.273X2 – 1.865*10-2X3 + 5.201*10-4X4

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,

'C3)(gD4V

g

gpt

L

ρρ−ρ=

)47.1)(18.2(3)18.22.31)(000492.0)(2.32(4Vt

−=

Vt = 0.437 ft/s

Flujo de gas, Qa = Mv / ρg = 31.75 / 2.18 = 14.56 ft3/s

Para estimar el diámetro de la vasija, consideramos que el tiempo que empleael gas para ir de la entrada a la salida, es igual al tiempo que emplea una gotade líquido de tamaño Dp para caer desde la parte superior de la vasija hasta lasuperficie de líquido, y que es de 10 segundos,

t = Dv / Vt

2 - 18

Dv = t * Vt = 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 másAdelante).

Longitud de la vasija, =π

=π

=)5.4)(43.0(

)56.14(4DV

Q4Lvt

a 9.58 ft 10.0 ft

Relación L/Dv = 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, pararemover gotas de líquido tan pequeñas como 10 micras y menos. Su eficiencia esbuena cuando la velocidad del gas es lo suficientemente baja para que rearrastre delas gotas grandes que se forman no se produzca.

En plantas donde hay posibilidades de ensuciamiento o formación de hidratos no seusan mallas “mesh”; en su lugar, separadores de vena o centrífugos son másapropiados. El espesor más usado para las mallas es 6 pulgadas con una densidadentre 9 y 12 lb/ft3 y el mínimo espesor recomendado es 4 pulgadas.

La orientación preferida para las mallas es en el plano horizontal; cuando se instalanen posición vertical, se ha experimentado que son menos eficientes. El marco quecontiene la malla debe ser diseñado para que la mantenga en su lugar durantedisparos de la válvula de seguridad, o en cualquier situación de alta velocidad delvapor.

La caída de presión a través de la malla es bastante baja (menos de 1 pulgada deagua) y se considera despreciable en la mayoría de las aplicaciones. El efecto decaída de presión puede ser significativo en el diseño de servicios al vacío o cuandohay un equipo como un soplador o ventilador, para lo cual debe contactarse alfabricante de las mallas.

2 - 19

• Separadores Verticales Con Extractores de Neblina

Los separadores verticales con extractores de neblina usualmente sedimensionan con ecuaciones derivadas de la Ec. 2-1. Las dos más comunes sonla ecuación de velocidad crítica:

g

gt

LKVρ

ρ−ρ= , ft/s Ec. 2-11

y la correlación desarrollada por Souders y Brown ( 2 ) que relaciona el diámetrode la vasija con una velocidad de vapores que no cause arrastre de líquido:

)(CG ggm L ρ−ρρ= , lb/h-ft2 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 unavariación a las Ec. 2-11 y 2-12 que incluye un factor de longitud, por el caminoque sigue el flujo de gas:

56.0g

t10LKV

L

L

ρρ−ρ= Ec. 2-14

56.0

ggm10L)(CG L

ρ−ρρ= Ec. 2-15

En un separador horizontal, la fuerza de arrastre del gas no es directamenteopuesta a la fuerza gravitacional como en un separador vertical. La velocidadreal de la gota se asume como la suma vectorial de la velocidad terminal verticaly la velocidad horizontal del gas. Además, la longitud mínima de la vasija secalcula 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 Dp para caerdesde 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 Cpara dimensionamiento de separadores con extractores de neblina.

• Filtros Separadores

El tamaño del cuerpo para un filtro separador horizontal puede estimarse usandoun valor de K = 1.3 en la Ec. 2-11. Esto suministra un tamaño aproximado parauna unidad diseñada para remover agua (otras variables tales como viscosidad ytensión superficial se consideran para el dimensionamiento real). Unidadesdiseñadas para remover agua serán más pequeñas que unidades para removerhidrocarburos livianos.

Los fabricantes aseguran un 100% de remoción de líquidos para gotas mayoresde 8 micras y un 99.5% para gotas entre 0.5 y 8 micras. Sin embargo lasgarantías para el desempeño de separadores y filtros son muy difíciles deverificar 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 noconsidera el espacio requerido para retención de líquido; por lo tanto, para llegar alas dimensiones finales reales es necesario hacer las provisiones paraalmacenamiento, control de nivel de líquidos y manejo de perturbaciones aguasabajo o aguas arriba tales como baches (slugs) de líquido.

Hay algunos artículos técnicos y procedimientos de compañías de ingeniería sobre eldiseño de separadores; sin embargo, a pesar de que las ecuaciones básicas como lasanteriormente indicadas son bien conocidas, existen criterios subjetivos en laselección de los parámetros usados en dichas ecuaciones. A continuación se describeun procedimiento paso a paso para el dimensionamiento de separadores de dos y detres 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 alas medidas establecidas como comerciales.

Los constructores de recipientes emiten catálogos con las medidas comerciales paralas 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 diámetrosmayores, se usan láminas enrolladas con incrementos de 0.5 ft (6 in.), o sea que eldiámetro 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 lasplacas comerciales que son:

4 ft 6 ft8 ft 10 ft12 ft

Las placas más comunes son las de 6 y 8 pies. Para fijar la longitud real se redondeala longitud calculada según la altura comercial de la placa o combinación de ellas. Acontinuación se presentan ejemplos de longitudes recomendadas.

Longitud Combinaciones Sugeridasft

14 8 ft y 6 ft16 8 ft y 8 ft18 3 de 6 ft20 10 ft y 10 ft22 8 ft – 8 ft y 6 ft24 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 lalongitud 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 ybiselado 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 DIMENSIONAMIENTODE EXTRACTORES DE NEBLINA (WOVEN WIRE DEMISTERS)

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, enpsig.

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 DEMISTER ( 0 ≤≤≤≤ P(psia) ≤≤≤≤ 5,500 )

1 ≤ P ≤ 15 K = 0.1821 + 0.0029P + 0.0460Ln(P)15 ≤ P ≤ 40 K = 0.3540 ≤ 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 semuestra un separador vertical y uno horizontal, indicando las diferentes distancias.

FIGURA 2-8SEPARADOR VERTICAL DE DOS FASES

Salida deVapor

dn

2dn

LLL

dn

NLL

HLL

HLLL

Hh

Hs

HLIN

Carga

Salida deLíquido

Hd

Hme

6”

1’0”

HT

Hd

Sin Extractorde Neblina

Con Extractorde Neblina

Dv

2 - 24

Procedimiento para Diseño de Separadores Verticales de Dos Fases

1. Calcular la velocidad vertical terminal del vapor Vt con la Ec. 2-11.Hacer Vv = 0.75Vt para un diseño conservativo.Seleccionar K de la Tabla 2-1 para separador con extractor de neblina, o calcularK teórico para separador sin extractor de neblina con la Ec. 2-2.

2. Calcular el flujo másico Mv y el flujo volumétrico real Qa del gas.

Mv = (scfd)*PM / (380*24*3600) , lb/s Ec. 2-16

Qa = Mv / ρg , ft3/s Ec. 2-17

ρg = P(PM) / RTZ , lb/ft3 Ec. 2-18

3. Calcular el diámetro interno de la vasija Dv:

Si la vasija no tiene extractor de neblina, el diámetro interno de la vasija Dv esigual al diámetro para retiro de líquido al vapor Dvd.

Si hay extractor de neblina, adicionar de 3 a 6 in. al Dvd para acomodar el anillode soporte y redondear en incrementos de 6 in, para obtener el Dv.

4. Calcular el flujo volumétrico de líquido QL:

QL = ML / ρL , ft3/min Ec. 2-20

5. Seleccionar el tiempo de retención “holdup” Th de la Tabla 2-2 y calcular elvolumen de retención Vh:

Vh = Th * QL , ft3 Ec. 2-21

6. Si el volumen para manejo de perturbaciones Vs no está especificado,seleccionar el tiempo para manejo de perturbaciones Ts “surge time” de la Tabla2-2 y calcular el Vs:

, ft Ec. 2-19DQV

vda

v=

4π

2 - 25

Vs = Ts * QL , ft3 Ec. 2-22

TABLA 2-2TIEMPOS DE RETENCIÓN Y DE PERTURBACIÓN

SERVICIOS

Tiempo

Retención

Th , min

Tiempo

Perturbación

Ts , 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 através 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 REFLUJO O PRODUCTO

C1. Reflujo solamente 3 2

C2. Reflujo y producto 3 + ( * ) 2 + ( ** )

( * ) = Th de B1, B2, B3 o B4 según sea destino del producto de cima

( ** ) = Ts 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 através 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 + ( ## )

( # ) = Th de D1, D2, o D3 según sea destino del producto de fondos

( ## ) = Ts 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 HLLL de la Tabla 2-3.

8. Calcular la altura para retención de líquido Hh ( mínimo 1 ft ), entre bajo nivelde líquido LLL y nivel normal de líquido NLL:

TABLA 2-3ALTURA DE BAJO NIVEL DE LIQUIDO - HLLL

Diámetro de laVasija

Tambor VerticalHLLL , in.

Tambor HorizontalHLLL , in.

ft < 300 psia > 300 psia≤ 4 15 6 96 15 6 108 15 6 1110 6 6 1212 6 6 1316 6 6 15

9. Calcular la altura para manejo de perturbaciones Hs ( mínimo 6 in ), entre nivelnormal de líquido NNL y alto nivel de líquido HLL (o alarma por alto nivelHLA):

10. Calcular el tamaño de la boquilla de entrada:

Qm = QL + Qa , ft3/s

ρm = ρL λ + ρg ( 1 - λ ) , lb/ft3

dN ≥ , ft

, ft Ec. 2-24HV

Ds

s

v=

( / )π 4 2

Ec. 2-254Q60

m mρπ

, ft Ec. 2-23HV

Dh

h

v=

( / )π 4 2

2 - 27

aL

L

QQQ+

=λ

Como dN se calcula en pies, multiplicar por 12 para llevar a pulgadas yredondear al estándar superior en pulgadas. Convertir nuevamente a pies parausar dicho valor en las ecuaciones que siguen.

11. Calcular la altura entre alto nivel de líquido HLL y la línea de centro de laboquilla de entrada:

Con platina desviadora de flujo,

HLIN = 1 + dN , ft Ec. 2-26

Sin platina desviadora de flujo,

HLIN = 1 + (1/2)dN , ft

12. Calcular la altura para retiro de líquido al vapor Hd desde la línea de centro de laboquilla de entrada hasta:

a. la línea tangente de cima de la vasija si no hayextractor de neblina, o

b. el fondo del extractor de neblina.

Escoger el mayor valor entre,

Hd = 0.5*Dv , ft Ec. 2-27y

Hd = 3 + (1/2)dN , ft (sin extractor de neblina)

Hd = 2 + (1/2)dN , ft (con extractor de neblina)

13. Si hay extractor de neblina tomar 6 pulgadas (0.5 ft) para la malla y 1 ft desde lacima de la malla hasta la línea tangente de cima de la vasija, Hme.

14. Calcular la altura total de la vasija HT:

HT = HLLL + Hh + Hs + HLIN + Hd + Hme , ft Ec. 2-28

2 - 28

donde Hme es la altura del paso 13, normalmente 1.5 ft. Si no hay extractor deneblina Hme = 0.

FIGURA 2-9SEPARADOR HORIZONTAL DE DOS FASES

N = dN + 6 in.dN = en pulgadas

Procedimiento para Diseño de Separadores Horizontales de Dos Fases

1. Calcular el flujo volumétrico de vapor Qa con la Ec. 2-17.

2. Calcular el flujo volumétrico de líquido QL con la Ec. 2-20.

3. Calcular la velocidad vertical terminal del vapor Vt con la Ec. 2-11.Como el separador es horizontal debe usarse el valor de K cuando no hayextractor de neblina. Por lo anterior, para el cálculo de Vt se usa el valor de K dela Tabla 2-1 dividido por 2 si tiene extractor de neblina, o se calcula el K teóricopara separador sin extractor de neblina con la Ec. 2-2.Hacer Vv = 0.75Vt para un diseño conservativo.

Dv

Min 12 in.

Salida deLíquido

NCarga

N

Salidade Vapor

N

L

HLL

Min 12 in.Hvd

NLL

HLLL

LLL Retención

PerturbaciónHLL

NLL

LLL

Avd

As

Ah

ALLL

2 - 29

4. Seleccionar el tiempo de retención “holdup” Th de la Tabla 2-2 y calcular elvolumen de retención Vh usando la Ec. 2-21.

5. Si el volumen para manejo de perturbaciones Vs no está especificado,seleccionar el tiempo para manejo de perturbaciones Ts “surge time” de la Tabla2-2 y calcular el Vs usando la Ec. 2-22.

6. Estime un valor de L/Dv según lo siguiente:

Presión de Operación L / Dvde la Vasija , psig

0 < P ≤ 250 1.5 – 3.0250 < P ≤ 500 3.0 – 4.0

P > 500 4.0 – 6.0

Calcular un diámetro interno inicial de vasija Dv, redondeando a los siguientes0.5 ft, así:

3v

shv

)D/L)(6.0()VV(4D

π+= , ft Ec. 2-29

Calcular el área total transversal:

2vt D

4A π= , ft2 Ec. 2-30

7. Calcular la altura de bajo nivel de líquido HLLL de la Tabla 2-3 o de la siguienteexpresión:

HLLL = 0.5 * Dv + 7 , in. Ec. 2-31

donde Dv en ft y se redondea a las siguientes 0.5 pulgadas (in.). Si Dv ≤ 4’0”,HLLL = 9 in.

8. Calcular la relación HLLL / Dv con HLLL en pies y obtener ALLL / At usando laTabla 2-4.Calcular al área transversal para bajo nivel de líquido ALLL.

2 - 30

9. Si no hay extractor de neblina, la altura mínima Hvd del área para retiro delíquido al vapor Avd es el mayor valor entre:

0.2 * Dv o 1.0 ft

Si hay extractor de neblina, la altura mínima Hvd del área para retiro de líquidoal vapor Avd es el mayor valor entre:

0.2 * Dv o 2.0 ft

Calcular la relación Hvd / Dv y obtener Avd / At usando la Tabla 2-4.Calcular al área transversal para retiro de líquido al vapor Avd.

TABLA 2-4CONVERSIÓN ALTURA Y ÁREA CILÍNDRICA

Y = ( a + cX + eX2 + gX3 + iX4 ) / ( 1.0 + bX + dX2 + fX3 + hX4 )

H / D a A / At : X = H / D A / At a H / D: X = A / AtY = A / At Y = H / D

a = -4.76E-05 a = 0.00153756b = 3.924091 b = 26.787101c = 0.174875 c = 3.299201d = -6.358805 d = -22.923932e = 5.668973 e = 24.353518f = 4.018448 f = -14.844824g = -4.916411 g = -36.999376h = -1.801705 h = 10.529572i = -0.145348 i = 9.892851

10. Calcular la longitud mínima para acomodar el líquido por retención yperturbaciones:

LLLAAAVVL

vdt

sh

−−+= , ft Ec. 2-32

11. Calcular el tiempo de caída t de la gota de líquido:

2 - 31

t = Hvd / Vv , s Ec. 2-33

12. Calcular la velocidad real del vapor Vva:

Vva = Qa / Avd , ft/s Ec. 2-34

13. Calcular la longitud mínima requerida para retiro de líquido al vapor Lmin:

Lmin = Vva * t , ft Ec. 2-35

14. Si L < Lmin, hacer L = Lmin. La longitud de la vasija está controlada por laseparación vapor / líquido, y simplemente resulta un espacio extra para retenciónde líquido.

Si L << Lmin, incrementar Hvd y repetir desde el paso 9.

Si L > Lmin, la longitud de la vasija L es aceptable para separación vapor /líquido.

Si L >> Lmin, está controlando la altura para retención de líquido y solamente Lpuede ser disminuido y Lmin aumentado si Hvd es disminuido. Hvd puedesolamente ser disminuido si es mayor que el valor mínimo especificado en elpaso 9. Si Hvd se reduce, repetir los cálculos desde el paso 9. (<< y >> significandiferencias superiores al 20 %)

Calcular L / Dv. Si L / Dv > 6.0, incrementar Dv y repetir los cálculos desde elpaso 6. Si L / Dv < 1.5 disminuir Dv 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 Tabla2-5.

17. Calcular el peso aproximado de la vasija de acuerdo con la Tabla 2-5.

18. Barrer el rango L/Dv 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 delíquido normal y alto:

Alonso Jaramillo

2 - 32

ANLL = ALLL + Vh / L , ft2 Ec. 2-36

Con ANLL / At obtener HNLL de la Tabla 2-4.

HHLL = Dv - Hvd , ft Ec. 2-37

TABLA 2-5ESPESOR DE PARED, ÁREA SUPERFICIAL Y PESO

APROXIMADO DE VASIJA

Espesor de Pared Área Superficialin. ft2

Casco cs tP2.1SE2

PDt +−

= πDL

Cabeza elíptica 2:1 ch tP2.0SE2

PDt +−

= 1.09D2

Cabeza hemisférica ch tP4.0SE4

PDt +−

= 1.571D2

Cabeza torisférica ch tP1.0SE

PD885.0t +−

= 0.842D2

Peso de la Vasija W = (490 lb/ft3)(t/12)(As + 2Ah) , 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 ºFsi Top > 200 ºF, si Top < 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 paraexamen de juntas con rayos X.

tc , corrosión permisible, in., típicamente entre 0 y ¼”.t , in., el mayor valor entre ts y th (aproximar al 1/8”).

SELECCIÓN 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 representarun tipo intermedio de media presión. La resistencia de la cabeza esaproximadamente igual a la de un casco cilíndrico sin costura con el mismodiámetro.

Típicamente se usa cuando D < 15 ft y P > 100 psig.

FIGURA 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 lamisma presión. Es la más fuerte para un mismo espesor dado, pero tiene ladesventaja de ser más elaborada que las otras dos.

Típicamente se usa cuando D > 15 ft sin importar la presión.

D1/2D

Casco

Cabeza

2 - 34

FIGURA 2-11 - Cabeza hemisférica

3. Cabeza torisférica con radio de rótula, r = 0.06Do

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 elíptica2 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.

FIGURA 2-12 - Cabeza torisférica

D

D

Casco

Cabeza

Do

Do

rr

Casco

Cabeza

2 - 35

EJEMPLO 2-2

Dimensionar un separador horizontal con extractor de neblina para separar 130,380lb/h de gas con densidad de 4.22 lb/ft3 y 39,871 lb/h de líquido con densidad de33.74 lb/ft3. La temperatura y la presión de operación es 100 ºF y 900 psigrespectivamente, y la temperatura de diseño 650 ºF. Los tiempos de retención delíquido y de manejo de perturbaciones son 10 min. y 5 min. respectivamente. Elmaterial para la construcción del separador es acero al carbón A-516 grado 70.

1. Calcular Qa (Ec. 2-17), =

=

)ft/lb22.4)(h/s600,3(h/lb380,130Q 3a 8.58 ft3/s

2. Calcular QL (Ec. 2-20), =

=

)ft/lb74.33)(h/min60(h/lb871,39Q 3L 19.70 ft3/min

3. Calcular Vt (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

22.474.33135.0Vt 0.357 ft/s

Vv = 0.75Vt = 0.268 ft/s

4. Calcular Vh (Ec. 2-21), Vh = (10 min)(19.70 ft3/min) = 197.0 ft3

5. Calcular Vs (Ec. 2-22), Vs = (5 min)(19.70 ft3/min) = 98.5 ft3

6. Asumir L/Dv = 5 y calcular Dv (Ec. 2-29),

=π

+= 3v)0.5)(6.0(

)5.980.197(4D 5.01 ft usar 5.0 ft

Calcular At (Ec. 2-30), At = π(5.0)2 / 4 = 19.63 ft2

7. Calcular HLLL (Ec. 2-31), HLLL = 0.5(5.0) + 7 = 9.5 in. usar 10.0 in.

2 - 36

8. Calcular HLLL / Dv = (10.0/12) ft / 5.0 ft = 0.167 = X

De la Tabla 2-4 calcular Y = 0.110 = ALLL / At

ALLL = 0.110(19.63) = 2.16 ft2

9. Hacer Hvd = 2.0 ft , Hvd / Dv = 2.0 / 5.0 = 0.4 = X

De la Tabla 2-4 calcular Y = 0.374 = Avd / At

Avd = 0.374(19.63) = 7.34 ft2

10. Calcular L (Ec. 2-32), =−−

+=16.234.763.19

5.980.197L 29.17 ft usar 29.5 ft

11. Calcular t (Ec. 2-33), t = 2.0 / 0.268 = 7.46 s

12. Calcular Vva (Ec. 2-34), Vva = 8.58 / 7.34 = 1.17 ft/s

13. Calcular Lmin (Ec. 2-35), Lmin = 1.17(7.46) = 8.73 ft

14. L >> Lmin pero Hvd es el mínimo y no puede ser disminuido, luego L no se

puede disminuir.

Calcular L/ Dv = 29.5 / 5.0 = 5.9

15. Calcular ts y th 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

• tc = 1/16”

• Usar cabeza elíptica 2:1 ( D < 15 ft y P > 100 psig)

2 - 37

Espesor del casco,161

)990(2.1)85.0)(500,17(2)12*0.5)(990(ts +

−=

ts = 2.142” usar 2-1/4”

Espesor de la cabeza,161

)990(2.0)85.0)(500,17(2)12*0.5)(990(th +

−=

th = 2.073” usar 2-1/8”

Seleccionar t, ts > th , luego t = 2-1/4” (2.25 in.)

16. Calcular As y Ah (Tabla 2-5), As = π(5.0)(29.5) = 463.38 ft2

Ah = 1.09(5.0)2 = 27.25 ft2

17. Calcular W (Tabla 2-5), ( )223 ft25.27*2ft38.463

ft/.in12.in25.2

ftlb490W +

=

W = 47,580 lb

18. Barrer el rango L/Dv 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 Dv= 5.0 ft es el óptimo, y se calculan los niveles de líquido normal y alto.

Calcular ANLL (Ec. 2-36), ANLL = 2.16 + 197.0 / 29.5 = 8.84 ft2

ANLL / At = 8.84 / 19.63 = 0.45 = X

De la Tabla 2-4 calcular, Y = 0.461 = HNLL / Dv

HNLL = 0.461(5.0) = 2.31 ft

HNLL = 27.72 in. usar 28 in.

Calcular HHLL (Ec. 2-37), HHLL = 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 serverticales (Figura 2-13) u horizontales (Figura 2-15); sin embargo, típicamentepredominan los horizontales. La orientación vertical se usa cuando se requiereseparar una gran cantidad de vapor, de una pequeña cantidad de líquidos liviano ypesado ( < 10 – 20 % peso ). Desafortunadamente no hay reglas simples para laselección del separador, y algunas veces es necesario evaluar ambas configuracionespara decidir cuál es la más económica.

El diseño de separadores trifásicos es similar al de separadores bifásicos, exceptoque la sección de líquido difiere. Para el tipo vertical, un bafle comúnmentemantiene la sección de separación del líquido en calma, para promover laseparación.

Para el tipo horizontal hay diferentes variaciones. La sección de separación dellíquido usualmente es una variación del artefacto para suministrar el control de nivelde la interfase, la cual puede incluir una bota o un vertedero. La bota se especificacuando el volumen del líquido pesado no es muy grande (< 15 - 20 % del líquidototal 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 lainterfase se dificulta, como en el caso de aceites pesados o de grandes cantidades deemulsión o parafinas.

El flujo de ascenso de las gotas de líquido liviano en la fase líquida pesada o el deasentamiento de las gotas de líquido pesado en la fase líquida liviana, se consideralaminar y está gobernado por la ley de Stokes Ec. 2-8. Simplificando y convirtiendoen dicha ecuación las unidades de velocidad terminal de ft/s a in./min, resulta:

µρ−ρ= )(kV LHs

t , in./min Ec. 2-38

donde, ks = 2.06151*10-5Dp2 Ec. 2-39

Dp en micras

Entre mayor sea la viscosidad se requiere más tiempo para que las gotas de líquidose asienten, por lo tanto la velocidad terminal se limita a máximo 10pulgadas/minuto.

2 - 39

Los procedimientos siguientes de diseño son el resultado de una revisiónbibliográfica y de guías de diseño aceptadas a nivel industrial. Para separadoreshorizontales los procedimientos de diseño se presentan para los cuatro tipos que semuestran en la Figura 2-15.

FIGURA 2-13SEPARADOR VERTICAL DE TRES FASES

Salida deVapor

Wd

HH

HL

HR

Carga

Salida de LíquidoPesado

Hd

6”

1’0”

HT

Dv

Interfase

Salida de LíquidoLiviano

HA

Hs

HBN Nivel Máximode Líquido

Extractorde Neblina

Venteo de1 in.

Bafle para Retenciónde Líquido Liviano

Ad

WdAL

Bafle para darZona 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 Vt con la Ec. 2-11.Calcular el valor de K de la Tabla 2-1 si tiene extractor de neblina, o el Kteórico para separador sin extractor de neblina con la Ec. 2-2.Hacer Vv = 0.75Vt para un diseño conservativo.


3. Calcular el diámetro interno de la vasija Dv con la Ec. 2-19.

Si la vasija no tiene extractor de neblina, el diámetro interno de la vasija Dv esigual al diámetro para retiro de líquido al vapor Dvd.

Si hay extractor de neblina, adicionar de 3 a 6 in. al Dvd para acomodar el anillode soporte y redondear en incrementos de 6 in, para obtener el Dv.

4. Calcular la velocidad de asentamiento de las gotas de líquido pesado sobre lafase líquida liviana usando la ley de Stokes (máximo 10 in./min):

L

LHHL

)(kV s

µρ−ρ= , in./min Ec. 2-40

donde ks 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 livianosobre la fase líquida pesada usando la ley de Stokes:

H

LHLH

)(kV s

µρ−ρ= , in./min Ec. 2-41

6. Calcular los flujos volumétricos de líquido liviano QLL y pesado QHL:

QLL = MLL/ρL , ft3/min Ec. 2-42

QHL = MHL/ρH , ft3/min Ec. 2-43

2 - 41

TABLA 2-6VALORES TÍPICOS DE ks PARA SEPARACIÓN LÍQUIDO-LÍQUIDO

Fase Liviana Fase Pesada Diámetro mínimo de ksgota (ambas fases)micras inches

Hidrocarburos:SG @ 60ºF < 0.85 Agua o cáustico 127 0.0050 0.333SG @ 60ºF > 0.85 Agua o cáustico 89 0.0035 0.163

Agua Furfural 89 0.0035 0.163Metil-etil cetona Agua 89 0.0035 0.163Butil alcohol secund. Agua 89 0.0035 0.163Metil-isobutil cetona Agua 89 0.0035 0.163Nonil alcohol Agua 89 0.0035 0.163

7. Asumir HL = 1 ft (mínimo) y calcular el tiempo de asentamiento para las gotasde líquido pesado a través de dicha altura ( 12 es la conversión de ft a in.):

tHL = 12HL / VHL , min Ec. 2-44

8. Asumir HH = 1 ft (mínimo) y calcular el tiempo de ascenso de las gotas delíquido liviano a través de dicha altura:

tLH = 12HH / VLH , min Ec. 2-45

9. Calcular el área del plato del bafle para retención de líquido liviano AL:

a. Calcular ρL - ρg.

b. Asumir HR (mínimo 9 in.) y calcular HL + HR.

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 Ad:

+

=

GQQ

hmin60

ftgal48.7A HLLL

3d , ft2 Ec. 2-46

e. Asumir Wd = 4 in.

2 - 42

f. Calcular Wd / Dv con Dv en pulgadas.

g. Calcular A = (π/4)Dv2.

h. Usar la Tabla 2-4 para calcular Ad/A.

i. Calcular Ad.

j. Seleccionar el mayor de los valores de Ad.

k. Calcular AL = A – Ad.

FIGURA 2-14FLUJO DE LÍQUIDO DESCENDENTE PERMISIBLE

POR BAJANTE, G

G, F

lujo

Des

cend

ente

Per

mis

ible

, gph

/ft2

ρL - ρg , lb/ft3

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.

HL + HR

2 - 43

10. Calcular el tiempo de residencia de cada una de las fases líquida liviana ylíquida pesada con base en los volúmenes ocupados por ellas:

θLL = HLAL / QLL , min Ec. 2-47

θHL = HHAH / QHL , min Ec. 2-48

donde AH = A.

Si θLL < tHL o θHL < tLH, la separación de líquido está controlando, entoncesincrementar Dv y repetir el procedimiento desde el Paso 7.

11. Calcular la altura del líquido liviano por encima de la boquilla de salida HR, conbase en el tiempo de retención requerido, Th (valor suministrado o seleccionadode la Tabla 2-2):

HR = (QLL Th) / AL , ft Ec. 2-49

Comparar este valor con el asumido en el Paso 9b para asegurarse que el valorasumido es razonable. Calcular la altura para manejo de perturbaciones Hs(mínimo 6 in.), con base en el tiempo para manejo de perturbaciones Ts (valorsuministrado o seleccionado de la Tabla 2-2):

Hs = (QLL + QHL)Ts / A , ft Ec. 2-50

12. Calcular la altura de la vasija usando las siguientes guías:

• HA = 6 in. mínimo• HBN = ½ dN + el mayor valor entre (2 ft o Hs + 0.5 ft), dN de Ec. 2-25

aproximando al estándar superior en pulgadas y llevando a pies nuevamente.• Escoger el mayor valor entre:

Hd = 0.5*Dv , fty,

Hd = 3 + (1/2)dN , ft (sin extractor de neblina)Hd = 2 + (1/2)dN , ft (con extractor de neblina)

HT = HH + HL + HR + HA + HBN + Hd , 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 HT / Dv debe estar en el rango 1.5 a 6.0, sino ajustar HT.

2 - 44

EJEMPLO 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/ft3,16,500 lb/h de hidrocarburo líquido con densidad 53.95 lb/ft3 y viscosidad 0.630 cPy 1,300 lb/h de agua con densidad 62.11 lb/ft3 y viscosidad 0.764 cP. La presión deoperación es 165 psia y se requiere para el hidrocarburo líquido, un tiempo deretención de 25 min y de perturbación de 5 min.

1. Calcular Vt (Ec. 2-11), De la Tabla 2-1, K = 0.430 – 0.023Ln(165)

=−=6973.0

6973.095.53313.0Vt 2.74 ft/s

Vv = 0.75Vt = 2.05 ft/s


=

)ft/lb6973.0)(h/s600,3(h/lb000,415Q 3a 165.32 ft3/s

3. Calcular Dv (Ec. 2-19), =π

=)05.2()32.165(4Dv 10.13 ft usar 10.5 ft

4. Calcular VHL (Ec. 2-40), De la Tabla 2-6, ks = 0.163

=−=630.0

)95.5311.62(163.0VHL 2.11 in./min

5. Calcular VLH (Ec. 2-41), =−=764.0

)95.5311.62(163.0VLH 1.74 in./min

6. Calcular QLL (Ec. 2-42), == 3ft/lb)95.53(h/min)60(h/lb)500,16(QLL 5.10 ft3/min

Calcular QHL (Ec. 2-43), == 3ft/lb)11.62(h/min)60(h/lb)300,1(QHL 0.35 ft3/min

2 - 45

7. Calcular tHL (Ec. 2-44), Asumir HL = 1 ft, tHL = 12(1) / 2.11 = 5.7 min

8. Calcular tLH (Ec. 2-45), Asumir HH = 1 ft, tLH = 12(1) / 1.74 = 6.9 min

9. Calcular AL:

a. Calcular ρL - ρg, ρL - ρg = 53.95 – 0.6973 = 53.25 lb/ft3

b. Asumir HR = 12 in., HL + HR = 12 + 12= 24 in.

c. De Figura 2-14, G = 9,800 gph/ft2

d. Calcular Ad (Ec. 2-46), =

+

=

800,935.010.5

hmin60

ftgal48.7A 3d 0.25 ft2

e. Asumir Wd = 4 in.

f. Calcular Wd / Dv, Wd /Dv = 4 in./(10.5 ft*12 in./ft) = 0.0317 = X

g. Calcular A = (π/4)(Dv)2, A = (π/4)(10.5)2 = 86.59 ft2 = AH

h. De la Tabla 2-4 calcular Y = 0.0099 = Ad / A

i. Calcular Ad, Ad = 0.0099(86.59) = 0.86 ft2

j. Usar Ad = 0.86 ft2

k. Calcular AL = A – Ad, AL = 86.59 – 0.86 = 85.73 ft2

10. Calcular θLL, (Ec. 2-47), θLL ==min/ft)10.5(

ft)73.85(ft)0.1(3

2

16.8 min

Calcular θHL, (Ec. 2-48), θHL ==min/ft)35.0(

ft)59.86(ft)0.1(3

2

247.4 min

11. Calcular HR (Ec. 2-49), HR == 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 Hs (Ec. 2-50), Hs =+= 2

3

ft)59.86(min)5(min/ft)35.010.5( 0.315 ft

2 - 46

Hs debe ser mínimo 6 in., usar 0.5 ft

12. Calcular altura de la vasija HT:

• Fijar HA = 6 in. (0.5 ft)

• Calcular dN (Ec. 2-25), QL = QLL + QHL = 5.10 + 0.35 = 5.45 ft3/min

λ = 5.45 / (5.45 + 165.32*60) = 0.0006

ML = MLL+MHL=16,500+1,300 = 17,800 lb/h

ρL ( ) ( )=+= 11.62800,17

300,195.53800,17500,16 54.55 lb/ft3

ρm = 54.55(0.0006) + 0.6973(1 – 0.0006)

ρm = 0.73 lb/ft3

Qm = 5.45/60 + 165.32 = 165.41 ft3/s

dN ≥ =π60

73.0)41.165(4 1.73 ft

dN ≥ 21 in., usar dN = 24 in (2.0 ft)

• Calcular HBN, HBN = ½ (2.0) + 2 = 3.0 ft

• Calcular Hd, Hd = 0.5*10.5 = 5.25 ft , o

Hd = 2 + ½ (2.0) = 3.0 ft

Usar Hd = 5.50 ft

Adicionar 1.5 ft por tener extractor de neblina.

• Calcular HT, HT = 1.0 + 1.0 + 1.5 + 0.5 + 3.0 + 5.5 + 1.5

HT = 14.0 ft

• Calcular HT / Dv, HT / Dv = 14.0 / 10.5 = 1.33

HT / Dv = 1.33 no está entre 1.5 y 6.0

• Ajustar HT en 2.0 ft, Subir HR de 1.5 a 2.0 ft y Hd de 5.5 a 7.0 ft

HT = 16.0 ft

HT / Dv = 16.0 / 10.5 = 1.52 ( Entre 1.5 y 6.0)

2 - 47

FIGURA 2-15SEPARADORES HORIZONTALES DE TRES FASES

1. Separador Simple

2. Separador con Bota

N = ½ dN + 6”dN = diámetro boquilla en pulgadas

Salidade Vapor

Dv

Min 12 in.

NCarga

N

SalidaLíquidoLiviano

L

HLL

LL Retención/Perturbación

Min 12 in.Hvd

NLL

HLLV min. 1 ft

SalidaLíquido Pesado

LíquidoPesado

Interfase

HHL

HLLB min. 6 in.

Líquido Liviano

HHLL

Dv

Min 12 in.

SalidaLíquido Pesado

NCarga

N

Salidade Vapor


N

L

HLLLL Retención/Perturbación

Líquido Liviano

Líquido PesadoInterfase

Min 12 in.Hvd

NLL

HLL min. 1 ft

HHL min. 1 ft

HHLL

2 - 48

(... continuación) FIGURA 2-15SEPARADORES HORIZONTALES DE TRES FASES

3. Separador con Vertedero

4. Separador con Balde y Vertedero

N = ½ dN + 6”dN = diámetro boquilla en pulgadas

Dv

Min 12 in.

NCarga

N

Salidade Vapor

SalidaLíquidoPesado


L1

LL Retención/Perturbación

Líquido Liviano

Líquido Pesado

Min 12 in.Hvd

NLLHLL

HHL

InterfaseHHLL

HLL

LLL

Vertedero

L2

Min. dN + 12 in.

N N

Dv

NCarga

N

Salidade Vapor


SalidaLíquidoPesado

Líquido Liviano

Líquido Pesado

Hvd

N

Liq.Liv.

VertederoBalde

L1 L2 L3 L4

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.


2. Calcular los flujos volumétricos de líquido liviano QLL con Ec. 2-42 y pesadoQHL con Ec. 2-43


4. De la Tabla 2-2 seleccionar el tiempo de retención Th y el tiempo para manejode perturbaciones Ts (a menos que el volumen de perturbación sea especificado,tal como volumen de bache), y calcular el volumen de retención Vh usando laEc. 2-21 y el volumen para manejo de perturbaciones Vs usando la Ec. 2-22(Usar QLL en lugar de QL).

5. Estimar L/Dv según criterios de presión del Paso 6 página 2-29 y calcular undiámetro interno inicial de vasija Dv, redondeando a los siguientes 0.5 ft usandola siguiente ecuación:

3v

shv

)D/L)(5.0()VV(4D

π+= , ft Ec. 2-52

Calcular el área total transversal At usando la Ec. 2-30.


0.2 * Dv o 1.0 ft

2 - 50


0.2 * Dv o 2.0 ft

Calcular la relación Hvd / Dv y obtener Avd / At usando la Tabla 2-4.

Calcular al área transversal para retiro de líquido al vapor Avd.

7. Fijar las alturas de líquido pesado HHL y líquido liviano HLL. Mínimo 1.0 ft cadauna.

8. Calcular la relación (HHL + HLL) / Dv y obtener (AHL + ALL) / At usando la Tabla2-4. Calcular (AHL + ALL).


)AA(AAVVL

LLHLvdt

sh

+−−+= , 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 Vva con Ec. 2-34.

12. Calcular la longitud mínima requerida para retiro de líquido al vapor Lmin conEc. 2-35.

13. Si L < Lmin, hacer L = Lmin. La longitud de la vasija está controlada por laseparación vapor / líquido, y simplemente resulta un espacio extra pararetención de líquido.

Si L << Lmin, incrementar Hvd, recalcular Avd y repetir desde el paso 9.


Si L >> Lmin, está controlando la altura para retención de líquido y solamente Lpuede ser disminuido y Lmin aumentado si Hvd es disminuido. Hvd puedesolamente ser disminuido si es mayor que el valor mínimo especificado en el

2 - 51

paso 6. Si Hvd se reduce, recalcular Avd 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 lafase líquida liviana VHL y la velocidad de ascenso de las gotas de líquido livianosobre la fase líquida pesada VLH, usando las Ecs. 2-40 y 2-41. (ks se calcula de laEc. 2-39 o se obtiene de la Tabla 2-6).

15. Calcular el tiempo de asentamiento para las gotas de líquido pesado a través dela fase liviana tHL y el tiempo de ascenso de las gotas de líquido liviano a travésde la fase pesada tLH:

tHL = 12(Dv – Hvd – HHL) / VHL , min Ec. 2-54

tLH = 12HHL / VLH , min Ec. 2-55

16. Calcular la relación HHL / Dv y obtener AHL / At usando la Tabla 2-4.

Calcular al área transversal para líquido pesado AHL.

Calcular los tiempos de residencia para líquido pesado y liviano:

θHL = AHLL / QHL , min Ec. 2-56

θLL = (At – Avd - AHL)L / QLL , min Ec. 2-57

17. Si θHL < tLH o θLL < tHL, la separación de líquido está controlando, entoncesincrementar la longitud de la vasija L:

L = max

−− )AAA(

Qt,AQt

HL

LLHL

HL

HLLH

vdtEc. 2-58

18. Calcular L / Dv,

Si L / Dv << 1.5, disminuir Dv ( a menos que esté en su valor mínimo).

Si L / Dv >> 6.0, incrementar Dv.

Repetir desde el Paso 5. (<< y >> significan diferencias superiores al 20 %).

19. Calcular el espesor del casco ts y de las cabezas th de acuerdo con la Tabla 2-5.

2 - 52

20. Calcular el área superficial del casco As y las cabezas Ah de acuerdo con laTabla 2-5.


22. Incrementar o disminuir el diámetro de la vasija en incrementos de 6 in. y repetirlos cálculos desde el Paso 5, hasta que L / Dv caiga en el rango de 1.5 a 6.0.

23. Usando el tamaño óptimo de vasija (mínimo peso) calcular los niveles alto ynormal de líquido:

Calcular HHLL con Ec. 2-37.

Calcular área para nivel normal de líquido ANLL:

ANLL = (AHL + ALL) + Vh / L Ec. 2-59

Calcular ANLL / At y obtener HNLL / Dv usando Tabla 2-4.

Calcular HNLL.

Separador Horizontal Trifásico con Bota para Líquido Pesado





2 - 53


5. Estimar L/Dv según criterios de presión del Paso 6 página 2-29 y calcular undiámetro interno inicial de vasija Dv, redondeando a los siguientes 0.5 ft usandola Ec. 2-29.



0.2 * Dv o 1.0 ft


0.2 * Dv o 2.0 ft



7. Fijar las alturas de líquido liviano en la vasija y la bota, HLLV (Mínimo 1.0 ft) yHLLB (Mínimo 6 in.).

8. Calcular la relación HLLV / Dv y obtener ALLV / At usando la Tabla 2-4. CalcularALLV.


LLVAAAVVL

vdt

sh

−−+= , ft Ec. 2-60



2 - 54



Si L << Lmin, incrementar Hvd, recalcular Avd y repetir desde el paso 9.


Si L >> Lmin, está controlando la altura para retención de líquido y solamente Lpuede ser disminuido y Lmin aumentado si Hvd es disminuido. Hvd puedesolamente ser disminuido si es mayor que el valor mínimo especificado en elpaso 6. Si Hvd se reduce, recalcular Avd 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 lafase líquida liviana VHL usando la Ec. 2-40 (ks se calcula de la Ec. 2-39 o seobtiene de la Tabla 2-6).

15. Calcular el tiempo de asentamiento para las gotas de líquido pesado a través dela fase liviana tHL:

tHL = 12(HLLB + Dv – Hvd) / VHL , min Ec. 2-61

16. Calcular el tiempo de residencia del líquido liviano ignorando el volumen delíquido liviano en la bota:

θLL = (At – Avd)L / QLL , min Ec. 2-62

17. Si θLL < tHL, la separación de líquido está controlando, entonces incrementar lalongitud de la vasija L:

L = )AA(

Qtvdt

LLHL

− , ft Ec. 2-63



2 - 55







23. Usando el tamaño óptimo de vasija (mínimo peso) calcular los niveles alto ynormal de líquido:

Calcular HHLL con Ec. 2-37.


ANLL = ALLV + Vh / L , ft2 Ec. 2-64


Calcular HNLL.

24. Diseñar la bota para líquido pesado:

• Fijar altura del líquido pesado HHL en un valor que guarde relación con lasdimensiones de la vasija.

• Calcular la velocidad de ascenso del líquido liviano sobre la fase líquidapesada, VLH usando la Ec. 2-41 (ks se calcula de la Ec. 2-39 o se obtiene dela Tabla 2-6).

• Fijar la velocidad en la bota, Vp = 0.75VLH in./min.• Calcular el diámetro de la bota para líquido pesado DB:

pVQ12*4D HL

B

π= , ft Ec. 2-65

2 - 56

• Calcular el tiempo de ascenso de las gotas de líquido liviano a través de lafase pesada tLH:


• Calcular el tiempo de residencia del líquido pesado:

θHL =HL

HLB

Q4HD 2π , min Ec. 2-67

Si θHL < tLH, incrementar el diámetro de la bota.

Separador Horizontal Trifásico con Vertedero







2 - 57

3v

shv

)D/L)(6.0()VV(16D

π+= , ft Ec. 2-68



0.2 * Dv o 1.0 ft


0.2 * Dv o 2.0 ft



7. Calcular la altura de bajo nivel de líquido HLLL de la Tabla 2-3 o de la Ec. 2-31,donde Dv en ft y se redondea a las siguientes 0.5 pulgadas (in.). Si Dv ≤ 4’0”,HLLL = 9 in.

Calcular la relación HLLL / Dv con HLLL en pies y obtener ALLL / At usando laTabla 2-4. Calcular al área transversal para bajo nivel de líquido ALLL.

8. Calcular la altura del vertedero Hw:

Hw = Dv - Hvd , ft Ec. 2-69

Si Hw < 2 ft, incrementar Dv y repetir los cálculos desde el Paso 6.

9. Calcular la longitud mínima L2 del compartimiento para líquido liviano (ver Fig.2-15, Nº 3) para acomodar el líquido por retención y perturbaciones:

LLLAAAVVL

vdt

sh2

−−+= , ft Ec. 2-70

Redondear a los siguientes 0.5 ft. El mínimo valor de L2 = dn + 12 in., con dN enpulgadas.

2 - 58

10. Fijar la altura de la interface en Hw/2, Con lo cual se obtienen las alturas delíquido liviano y pesado HHL y HLL.

11. Para el compartimiento de asentamiento de líquido, calcular la relación HHL / Dvy obtener AHL / At usando la Tabla 2-4. Calcular el área transversal para ellíquido pesado, AHL.

Calcular el área transversal para líquido liviano, ALL:

ALL = At – Avd – AHL , ft2 Ec. 2-71

12. Calcular la velocidad de asentamiento de las gotas de líquido pesado sobre lafase líquida liviana VHL y la velocidad de ascenso de las gotas de líquido livianosobre la fase líquida pesada VLH, usando las Ecs. 2-40 y 2-41. (ks se calcula de laEc. 2-39 o se obtiene de la Tabla 2-6).

13. Calcular el tiempo de asentamiento para las gotas de líquido pesado a través dela fase liviana tHL y el tiempo de ascenso de las gotas de líquido liviano a travésde la fase pesada tLH:

tHL = 12HLL / VHL , min Ec. 2-72


14. Calcular el mínimo valor de L1 para facilitar la separación líquido – líquidocomo el mayor valor entre:

L1 = max

)A

Qt,AQt

LL

LLHL

HL

HLLH , ft Ec. 2-74

Redondear a los siguientes 0 .5 ft.

15. Calcular la longitud total, L:

L = L1 + L2 , ft Ec. 2-75



2 - 59



Si L << Lmin, incrementar Hvd, recalcular Avd y repetir desde el Paso 6.


Si L >> Lmin, está controlando la altura para retención de líquido y solamente Lpuede ser disminuido y Lmin aumentado si Hvd es disminuido. Hvd puedesolamente ser disminuido si es mayor que el valor mínimo especificado en elpaso 6. Si Hvd se reduce, recalcular Avd y repetir los cálculos desde el paso 9.(<< y >> significan diferencias superiores al 20 %).









25. Usando el tamaño óptimo de vasija (mínimo peso) calcular los niveles alto ynormal de líquido para el compartimiento de líquido liviano:

Calcular HHLL con Ec. 2-37 (Ec. 2-69).

2 - 60


ANLL = ALLL + Vh / L2 , ft2 Ec. 2-76


Calcular HNLL.

Separador Horizontal Trifásico con Balde y Vertedero





4. Seleccionar tiempos de residencia para los líquidos liviano y pesado θLL y θHL.(Como guía, para tambores de carga a una despojadora de aguas agrias θHL = 60min para servicio en refinería, o 10 – 15 min para servicio en planta química.Para tambores de carga a una regeneradora de amina θHL = 10 – 15 min).


3v

v)D/L)(7.0(

)QQ(4D HLHLLLLL

πθ+θ= , ft Ec. 2-77


2 - 61


0.2 * Dv o 1.0 ft


0.2 * Dv o 2.0 ft



7. Calcular L1:

L1 =vdt

HLHLLLLL

AA)QQ(

−θ+θ , ft Ec. 2-78




11. Si L1 < Lmin, hacer L1 = Lmin. La longitud de la vasija está controlada por laseparación vapor / líquido, y simplemente resulta un espacio extra pararetención de líquido.

Si L1 << Lmin, incrementar Hvd, recalcular Avd y repetir desde el Paso 7.

Si L1 > Lmin, la longitud de la vasija L es aceptable para separación vapor /líquido.

12. Calcular el espesor de la capa de líquido liviano HLLT con base en elasentamiento del líquido pesado a través de dicha capa:

HLLT =L

GLL2

pD)S(00128.0µ

∆θ , in. Ec. 2-79

2 - 62

donde Dp es el tamaño de las gotas de líquido liviano en micras, y ∆SG ladiferencia 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 =HLLT

ρρ−

H

L1 , in. Ec. 2-80

14. Diseñar el balde para líquido liviano:

• Fijar la altura de la cima del vertedero de líquido liviano como Dv - Hvd.• Fijar la altura del fondo del vertedero de líquido liviano como 0.125Dv.• 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 HHLL = Dv – Hvd – 0.5 , ft. y HLLL = 0.125Dv + 0.5 , ft• Calcular las relaciones HHLL / Dv y HLLL / Dv y obtener AHLL / At y ALLL / At

de la Tabla 2-4.• Calcular AHLL y ALLL.• Calcular L2:

L2 = )AA(Q)TT(LLLHLL

LLsh

−+ , ft Ec. 2-81

15. Seleccionar L3 como el mayor valor entre Dv / 12 (Dv en pulgadas) y 12 in.

16. Diseñar el compartimiento para líquido pesado:

• Fijar la altura de la cima del vertedero de líquido pesado = Dv - Hvd - ∆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 HLLL = 0.5ft.• Calcular HHLL = Dv – Hvd – ∆H – 0.5 , ft.

2 - 63

• Calcular las relaciones HHLL / Dv y HLLL / Dv y obtener AHLL / At y ALLL / Atde la Tabla 2-4.

• Calcular AHLL y ALLL.• Calcular L4:

L4 = )AA(Q)TT(LLLHLL

LLsh

−+ , ft Ec. 2-82

17. Calcular L = L1 + L2 + L3 + L4.









EJEMPLO 2-4

Diseñar un separador horizontal trifásico con vertedero y extractor de neblina, paraseparar 235,000 lb/h de hidrocarburo gaseoso con densidad 0.190 lb/ft3, 45,000 lb/hde hidrocarburo líquido con densidad 40.5 lb/ft3 y viscosidad 0.24 cP y 7,500 lb/h deagua con densidad 62.0 lb/ft3 y viscosidad 0.682 cP. La presión y temperatura deoperación son 25 psig y 100 ºF respectivamente, y se requiere un tiempo pararetención y perturbación de 15 min. El material para la construcción del separador esacero al carbón A-516 grado 70.

2 - 64


=

)ft/lb190.0)(h/s600,3(h/lb000,235Q 3a 343.57 ft3/s

2. Calcular QLL y QHL (Ecs. 2-42/43) =

=

)ft/lb5.40)(h/min60(h/lb000,45Q 3LL 18.52 ft3/min

=

=

)ft/lb0.62)(h/min60(h/lb500,7Q 3HL 2.02 ft3/min

3. Calcular Vt (Ec. 2-11), De la Tabla 2-1, GPSA - K = 0.350 (@ 25 psig)

Usar K/2 en separador horizontal

=−=190.0

190.05.40175.0Vt 2.55 ft/s

Vv = 0.75Vt = 1.91 ft/s

4. Calcular Vh y Vs (Ecs. 2-21/22) Asumir Th = 10 min y Ts = 5 min

Vh = (10 min)(18.52 ft3/min) = 185.2 ft3

Vs = ( 5min)(18.52 ft3/min) = 92.6 ft3

5. Calcular Dv (Ec. 2-68), Asumir L / Dv = 1.7 (Paso 6 pág. 2-29)

Dv = 3)7.1)(6.0(

)6.922.185(16π

+ = 11.15 ft

Usar Dv = 11.0 ft

Calcular At (Ec. 2-30), At = π/4(11.0)2 = 95.03 ft2

6. Calcular Hvd y Avd,

Hvd debe ser mucho mayor que el mínimo (0.2Dv), dado que el flujo másico de

gas es el 82 % del total; luego asumir Hvd = 0.7Dv = 0.7(11.0) = 7.70 ft.

Hvd / Dv = 7.70 / 11.0 = 0.70 = X

2 - 65

De la Tabla 2-4 calcular Y, Y = 0.748 = Avd / At

Avd = 0.748(95.03) = 71.08 ft2

7. Calcular HLLL (Ec. 2-31), HLLL = 0.5(11.0) + 7 = 12.5 in. usar 13 in.

HLLL / Dv = (13.0/12) / 11.0 = 0.098 = X

De la Tabla 2-4 calcular Y, Y = 0.0504 = ALLL / At

ALLL = 0.0504(95.03) = 4.8 ft2

8. Calcular Hw (Ec. 2-69), Hw = 11.0 – 7.7 = 3.3 ft

9. Calcular L2 (Ec. 2-70), L2 = 8.408.7103.956.922.185−−

+ = 14.51 ft usar 15.0 ft

10. Fijar HHL y HLL, HHL = HLL = Hw/2 = 3.3/2 = 1.65 ft

11. Calcular AHL y ALL, HHL / Dv = 1.65/11.0 = 0.15 = X

De la Tabla 2-4 calcular Y, Y = 0.094 = AHL / At

AHL = 0.094(95.03) = 8.93 ft2

Calcular ALL (Ec. 2-71), ALL = 95.03 – 71.08 – 8.93 = 15.02 ft2

12. Calcular VHL (Ec. 2-40), ks = 0.333 de la Tabla 2-6

VHL =24.0

)5.400.62(333.0 − = 29.83 in./min

Usar 10 in./min que es el máximo recomendado.

VLH =682.0

)5.400.62(333.0 − = 10.50 in./min

Usar 10 in./min que es el máximo recomendado.

13. Calcular tHL (Ec. 2-72), tHL = 12(1.65) / 10 = 1.98 min usar 2.0 min

2 - 66

tLH = tHL = 2.0 min.

14. Calcular L1 (Ec. 2-74), L1 = 93.8)02.2)(0.2( = 0.45 ft

L1 = 02.15)52.18)(0.2( = 2.47 ft , Usar L1 = 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 Vva (Ec. 2-34), Vva = 343.57 / 71.08 = 4.83 ft/s

18. Calcular Lmin (Ec. 2-35), Lmin = 4.83 * 4.03 = 19.5 ft

19. Como L < Lmin , entonces L = 19.5 ft , (se ajusta L2 = 16.0 ft y L1 = 3.5 ft)

20. Calcular L / Dv, L / Dv = 19.5 / 11.0 = 1.77

21. Calcular ts y th 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

• tc = 1/16”

• Usar cabeza torisférica ( D < 15 ft y P < 100 psig)

Espesor del casco,161

)55(2.1)85.0)(500,17(2)12*0.11)(55(ts +

−=

2 - 67

ts = 0.307” usar 3/8”

Espesor de la cabeza,161

)55(1.0)85.0)(500,17()12*0.11)(55)(885.0(th +

−=

th = 0.495” usar 1/2”

Seleccionar t, th > ts , luego t = 1/2” (0.50 in.)

22. Calcular As y Ah (Tabla 2-5), As = π(11.0)(19.5) = 673.87 ft2

Ah = 0.842(11.0)2 = 101.88 ft2

23. Calcular W (Tabla 2-5), ( )223 ft88.101*2ft87.673

ft/.in12.in5.0

ftlb490W +

=

W = 17,918 lb

24. Pueden repetirse los cálculos desde el Paso 5 con Dv = 10.5 ft y 11.5 ft paraencontrar el tamaño óptimo de vasija.

25. Asumiendo que con Dv = 11.0 ft se tiene el tamaño óptimo de vasija, calcular losniveles alto y normal de líquido para el compartimiento de líquido liviano:

Calcular HHLL (Ec. 2-37), HHLL = Hw = 3.3 ft , usar 3 ft 4 in.

Calcular ANLL (Ec. 2-76) ANLL = 4.8 + 185.2 / 16 = 16.4 ft2

ANLL / At = 16.4 / 95.03 = 0.173 = X

De la Tabla 2-4 calcular Y, Y = 0.229 = HNLL / Dv

HNLL = 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

CÓDIGOASME B31.1 – 1995 Edition, Appendix A, Table A-1

Alonso Jaramillo

Alonso Jaramillo

Alonso Jaramillo

2 - 69

NOMENCLATURA

A = área transversal para vasija vertical, ft2

Ad = área transversal del bajante, ft2

AH = área transversal para el líquido pesado en vasija vertical para separador

trifásico – (AH = A), ft2

Ah = sección transversal para retención de líquido en vasija horizontal, ft2

área superficial de la cabeza en Tabla 2-5, ft2

AHL = área transversal para líquido pesado en separador trifásico, ft2

AHLL = área transversal para alto nivel de líquido en vasija horizontal, ft2

AL = área del plato del bafle para retención de líquido liviano, ft2

ALL = área transversal para líquido liviano en separador trifásico, ft2

ALLL = área transversal para bajo nivel de líquido en vasija horizontal, ft2

ALLV = área transversal para líquido liviano por encima del fondo de la vasija en

separador trifásico con bota, ft2

ANLL = área transversal para nivel normal de líquido en vasija horizontal, ft2

Ap = área transversal de la partícula o gota, ft2

As = sección transversal para manejo de perturbaciones en vasija horizontal, ft2

área superficial del casco en Tabla 2-5, ft2

At = área transversal total para vasija horizontal, ft2

Avd = área para retiro de líquido al vapor en vasija horizontal, ft2

C = constante empírica para dimensionamiento de separadores, ft/h

C’ = coeficiente de arrastre de la partícula, adimensional

D , Dv = diámetro interno de la vasija, ft ; in.

DB = diámetro de la bota para líquido pesado, ft

Do = diámetro externo de la vasija, ft

dN = diámetro de la boquilla (entrada / salida vapor o líquido, según se

especifique), ft ; in.

2 - 70

Dp = diámetro de la gota, ft ; micras en Ec. 2-39

Dvd = 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/ft2

g = aceleración de la gravedad, 32.2 ft/s2

Gm = máxima velocidad másica permisible para que las gotas de diámetro Dp

caigan, lb/(h-ft2)

HA = nivel de líquido por encima del bafle de retención de líquido liviano, in. ;

ft

HBN = 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

Hd = altura para retiro de líquido al vapor, ft

Hh = altura para retención de líquido, ft

HH = altura para líquido pesado en separador trifásico vertical, ft

HHL = altura para líquido pesado en separador trifásico horizontal, ft

HHLL = altura de alto nivel de líquido, ft

HL = 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

HLL = altura para líquido liviano en separador trifásico horizontal, ft

HLIN = altura entre alto nivel de líquido HLL y la línea de centro de la boquilla

de entrada, ft

HLL = nivel de líquido alto

HLLB = altura de líquido liviano en la bota para separador trifásico, ft

HLLL = altura de bajo nivel de líquido, in. ; ft

HLLT = espesor de la capa liviana, in.

HLLV = altura de líquido liviano en la vasija para separador trifásico con bota, ft

2 - 71

Hme = altura del extractor de neblina y de este a la línea tangente de cima de la

vasija, ft

HNLL = altura de normal nivel de líquido, ft

HR = altura entre la línea de centro de la boquilla de salida de líquido liviano y

el bafle de retención de líquido liviano, ft

Hs = altura para manejo de perturbaciones, ft

HT = altura total de la vasija, ft

Hvd = altura para retiro de líquido al vapor, ft

Hw = 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

Kcr = constante de proporcionalidad para ser usada en Ec. 2-9

ks = constante de velocidad terminal de la ley de Stokes, (in./min)(cP) / (lb/ft3)

L = longitud de la vasija costura – costura, ft

LLL = nivel de líquido bajo

Lmin = longitud mínima requerida para retiro de líquido al vapor, ft

L1-4 = longitudes como se definen en Fig. 2-15, ft

MHL = flujo másico de líquido pesado, lb/min ; lb/h

ML = flujo másico de líquido, lb/min ; lb/h

MLL = flujo másico de líquido liviano, lb/min ; lb/h

Mp = masa de la partícula o gota, lb

Mv = 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

Qa = flujo de gas a condiciones reales, ft3/s

2 - 72

QHL = flujo volumétrico de líquido pesado, ft3/min

QL = flujo volumétrico de líquido, ft3/s ; ft3/min

QLL = flujo volumétrico de líquido liviano, ft3/min

Qm = flujo volumétrico de mezcla, ft3/s ; ft3/min

R = constante universal de los gases, 10.73 psia ft3/ºR lbmol

r = radio de rótula en cabeza torisférica, in.

Re = número de Reynolds, adimensional

S = tensión permisible, psi ( 5 )

SG = gravedad específica, adimensional

∆SG = 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 Dp, s ; espesor de pared, in.

tc = corrosión permisible, in.

Th = tiempo de retención de líquido, min

th = espesor de pared de cabezas, in.

tHL = tiempo de asentamiento para las gotas de líquido pesado a través de HL,

min

tLH = tiempo de ascenso de las gotas de líquido liviano a través de HH, min

Ts = tiempo para manejo de perturbaciones, min

ts = espesor de pared de casco, in.

Vh = volumen de retención de líquido, ft3

VHL = velocidad de asentamiento de las gotas de líquido pesado sobre la fase

líquida liviana , in./min

VLH = velocidad de ascenso de las gotas de líquido liviano sobre la fase líquida

pesada , in./min

Vp = velocidad del líquido pesado en la bota, in./min

Vs = volumen para manejo de perturbaciones, ft3

2 - 73

Vt = velocidad terminal, ft/s ; in. / min en Ec. 2-38

Vv = velocidad de vapor, ft/s

Vva = velocidad real de vapor, ft/s

W = peso de la vasija, lb

Wd = ancho de la cuerda del bajante, in.

Z = factor de compresibilidad, adimensional

θHL = tiempo de residencia del líquido pesado, min

θLL = tiempo de residencia del líquido liviano, min

λ = fracción líquida de mezcla, adimensional

µ = viscosidad de la fase continua, cP

µg = viscosidad de la fase gaseosa, cP

µH = viscosidad de la fase líquida pesada, cP

µL = viscosidad de la fase líquida liviana, cP

ρg = densidad de la fase gaseosa, lb/ft3

ρH = densidad de la fase líquida pesada, lb/ft3

ρL = densidad de la fase líquida o gota ; o de la fase líquida liviana, lb/ft3

ρm = densidad de mezcla, lb/ft3

3.0 DESHIDRATACIÓN

3 - 2

3.0 DESHIDRATACIÓN

3.1 Introducción

Todo gas natural de producción está totalmente saturado con agua en su fase devapor, porque proviene de un yacimiento saturado (en equilibrio) con agua. Ademásgeneralmente el gas contiene CO2 y H2S que se remueven con soluciones acuosastales como aminas, carbonato de potasio, etc., que saturan el gas con agua. A fin deremover la mayor cantidad de agua, es necesario deshidratar el gas por las siguientesrazones:

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 talcomo presión, temperatura, composición y rata de flujo de gas. Normalmente el gasestá saturado cuando llega a la planta o cuando sale de una unidad deendulzamiento. Sin embargo, por lo regular la composición de entrada se suministraen base seca; por lo tanto, el contenido de agua del gas húmedo de entrada debe serdeterminado. Además, con base en la composición húmeda, debe determinarse latemperatura de hidrato a una presión dada, a fin de que el gas pueda ser deshidratadolo suficiente para evitar la formación de hidratos y cumplir con la especificación decontenido de agua. La cantidad de agua a ser removida del gas húmedo o elcontenido de agua en el gas seco, depende de cual de las razones 1 o 2 sea la quecontrola. En cualquier caso, se establece el contenido de agua en el gas seco quesale, o el correspondiente punto de rocío por agua.

La discusión teórica de este capítulo se hace con base en el Capítulo 20 del GPSAEngineering Data Book ( 1 ); por lo tanto, las figuras que empiezan con el número 20corresponden 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 seaen 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 esel uso de la carta de contenido de agua de Mcketta y Wehe, que corresponde a laFig. 20-3 del GPSA. Sin embargo, esta carta publicada en 1,958 con base en losdatos experimentales disponibles por ese tiempo, está limitada a gases dulces y nodebe ser usada para composiciones de gases agrios mayores de 5% mol (H2S y/oCO2). Tanto el H2S como el CO2 contienen más agua a saturación que el metano omezclas de gas natural dulce, particularmente a presiones por encima de 700 psia atemperatura ambiente; por lo tanto, a presiones por encima de 700 psia, se debehacer corrección por H2S y CO2. Estas correcciones son significativamente másnecesarias a más altas concentraciones y presiones.

Para la carta de la Fig. 20-3 la corrección por gravedad de gas no debe usarsecuando hay presencia de H2S y CO2, y por el efecto de ciertos hidrocarburos nosiempre es adecuada, especialmente en la predicción de contenido de agua apresiones por encima de 1,500 psia. La línea para formación de hidratos esaproximada y no debe usarse para predecir condiciones de formación de hidratos.

El GPSA tiene dos métodos simples para determinar el contenido de agua de gasesagrios. Sin embargo, el primer método que consiste en un promedio aditivo de lafracción mol correspondiente a los contenidos de agua en los constituyentes dulce yagrio, no es consistente y por lo tanto es inseguro. Se aplica a mezclas gaseosas conun contenido de gas ácido por debajo de 40%, mediante el uso de la siguienteecuación y las Figs. 20-3, 20-8 y 20-9:

W = yHC WHC + yCO2 WCO2 +yH2S WH2S Ec. 3-1

Nótese que las Figs. 20-8 y 20-9 suministran valores para el término contenido deagua “efectivo” de CO2 y H2S en mezcla de gas natural, el cual debe usarsesolamente en la Ec. 3-1. Estos no son contenidos de agua para CO2 y H2S puros.

El segundo método del GPSA que se basa en el uso de las Figs. 20-10 y 20-11 esmás seguro, pero tiene una aplicación limitada a 6,000 psia y requiere interpolaciónpara determinada presión entre las dadas en las cartas. Con gases que tienen CO2, elCO2 debe ser convertido a una concentración “equivalente” de H2S. Para propósitosde este método, se asume que el CO2 contribuye con el 75% del agua en la mezclagaseosa, sobre una base molar como H2S.

3 - 4

Los siguientes ejemplos del GPSA sirven para ilustrar el uso de las figuras y losmétodos anteriormente descritos.

Ejemplo 3-1

Determinar el contenido de agua saturada de un hidrocarburo gaseoso pobre y dulcea 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), Cg = 0.974

W = 0.974(220) = 214 lb/MMscf

b. De la Fig. 3-1 (@ salmuera al 3 %), Cs = 0.93

W = 0.93(220) = 205 lb/ MMscf

Ejemplo 3-2

Determinar el contenido de agua saturada de una mezcla 80% CH4 - 20% CO2 a 160ºF 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), WHC = 167 lb/MMscf

De la Fig. 3-2 (@ 160 ºF y 2,000 psia), WCO2 = 240 lb/MMscf

De la Ec. 3-1, W = yHC WHC + yCO2 WCO2 +yH2S WH2S

W = 0.80(167) + 0.20(240)

W = 182 lb/MMscf

3 - 5

FIGURA 3-1INFORMACIÓN EJEMPLOS 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

FIGURA 3-2INFORMACIÓN EJEMPLO 3-2

240

160

3 - 7

Método Dos

Convertir la composición de CO2 a una concentración “equivalente” de H2S,yH2S (pseudo):

yH2S (pseudo) = 0.75(yCO2) = 0.75(0.20) = 0.15

De la Fig. 3-3 (@ 160 ºF y 15 % H2S) y con ρH2O = 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 elcálculo de contenido de agua en gas agrio hasta con un 55 % de H2S “equivalente”.El método aplica hasta 200 ºC (393 ºF) y 100 MPa (14,500 psia). Con base enpruebas 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 combinacióncon la Fig. 20-3 del GPSA.

El siguiente ejemplo ilustra el uso de este método para estimar el contenido de vaporde agua en un gas natural agrio.

Ejemplo 3-3

Calcular el contenido de agua en equilibrio para un gas agrio que contiene 45% molde CH4, 15% mol de H2S y 40% mol de CO2, 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 H2S equivalente, H2S(equiv.) = 15(H2S) + 0.75(40(CO2))

H2S(equiv.) = 45 %

3 - 8


160

0.49

3 - 9


WATER CONTENT RATIO CHART FOR SOUR NATURAL GAS

2.08

3 - 10

De la Fig. 3-4 (@ 100 ºF, 45 % H2S 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 deCampbell ( 7 ). Este método está desarrollado sobre un base teórica y aparentementees confiable; sin embargo, no muestra datos de prueba.

El contenido de agua saturada de una corriente puede también ser determinadousando un programa de computador de simulación de procesos. En este caso seadiciona agua a la corriente de gas hasta que una pequeña fracción en fase líquidaaparezca. La precisión de los cálculos por simulación depende de lo bien que la basetermodinámica modele el sistema, normalmente se utilizan ecuaciones de estado.Con base en comparaciones recientes de datos experimentales para gas ácido, elcontenido de agua que se predice es razonablemente bueno hasta 800 psig, porencima de dicho valor, los modelos de estado en simuladores comercialessobrepredicen sustancialmente el contenido de agua.

El manejo del contenido de agua en gas ácido es un tema muy complejo. Los datos ymétodos 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 determinaciónprecisa de contenido de agua requiere un estudio cuidadoso tanto teórico como condatos experimentales. En muchos casos datos experimentales adicionales son lamejor forma para verificar valores predichos. Aún las más sofisticadas ecuacionesde estado (EOS) pueden dar resultados de confiabilidad cuestionable.

• Medición del Contenido de Agua

Existen varios instrumentos a nivel comercial basados en diferentes principios paramedir el contenido de agua en el gas; sin embargo, medir contenidos de aguamenores de 20 ppmw (partes por millón en peso) o puntos de rocío menores de –40ºF es muy difícil.

H2O en gas agrio

H2O en gas dulce

3 - 11

3.3 Hidratos de Gas Natural

El hidrato es un sólido complejo cristalino estable, con apariencia de hielo peroposee una estructura diferente. Se forma en sistemas de gas o de líquidosrecuperados del gas natural (NGL), cuando el gas o el líquido está en o por debajodel punto de rocío del agua, normalmente cuando hay presencia de agua líquida sinembargo; no necesariamente tiene que darse esta condición, pues una vez que el gaseste saturado, el agua libre puede pasar directamente de vapor a sólido sin formarlíquido. La temperatura de formación de hidrato a una presión dada depende de lacomposición del gas.

Tradicionalmente se han reconocido dos estructuras cristalinas para los hidratos quese forman con el gas natural llamadas simplemente Estructura I y II; en las cuales lasmoléculas de agua forman el enrejado, y los hidrocarburos, el N2, CO2, y H2Socupan las cavidades. Las moléculas más pequeñas (CH4, C2H6, CO2 y H2S)estabilizan formando un cuerpo cúbico centrado llamado Estructura I, y lasmoléculas más grandes (C3H8, i-C4H10, n-C4H10) forman un enrejado tipo diamantellamado Estructura II.

Las moléculas más grandes que el n-C4H10 no forman hidratos de Estructuras I y II;sin embargo, estudios recientes indican que algunas isoparafinas y cicloalcanos másgrandes que el pentano forman hidratos de Estructura H ( 8 ).

Cuando se forman hidratos éstos tienden a bloquear tuberías, equipos einstrumentos, restringiendo o interrumpiendo el flujo. En tomas de presión demedidores 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 esun líquido. Sin embargo, a temperaturas por debajo de la temperatura de hidrato delgas, la fase condensada será un sólido (hidrato). El contenido de agua de un gas enequilibrio 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 delíneas punteadas).

3 - 12

La formación de hidratos es un proceso dependiente del tiempo. La rata a la cual seforman los cristales de hidrato depende de varios factores que incluyen, composicióndel gas, presencia de sitios nucleares de cristales en la fase líquida, grado deagitación, etc. Durante esta transición (período de formación del hidrato), el agualíquida presente se denomina líquido metaestable. Agua metaestable es agua líquidala cual, en equilibrio existirá como un hidrato. En la Fig. 20-13 se muestra elcontenido de agua de un gas en equilibrio con el hidrato y se compara con elcontenido de agua metaestable. El contenido de agua para gases en la región dehidrato es fuertemente dependiente de la composición, luego la Fig. 20-13 no debeextrapolarse para otras composiciones.

Cuando se diseñan sistemas de deshidratación (particularmente con TEG) paracumplir con especificaciones drásticas de bajos puntos de rocío de agua, se requieredeterminar el contenido de agua del gas en equilibrio con un hidrato usando unacorrelación como la que se presenta en la Fig. 20-13. Si se usa una correlaciónmetaestable, se puede sobreestimar el contenido de agua saturada del gas a laespecificación de punto de rocío, y como resultado se puede llegar a un diseño queno 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 formamanual o usando un programa de computador para simulación de procesos. Loscálculos manuales pueden hacerse con base en los métodos del GPSA mediante eluso 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 ajustadospara gases agrios. Baille & Wichert desarrollaron una carta para estimar lascondiciones de formación de hidratos en gas natural agrio, la cual puede tambiénusarse en gas dulce. Esta carta corresponde a la Fig. 20-27 del GPSA.

Con reconocidos programas de computador para simulación de procesos, es posibleestimar buenas condiciones para formación de hidratos con desviaciones dealrededor de 2 ºF. Generalmente estos programas se pueden usar en forma confiablepara diseño, especialmente cuando el sistema es complicado; como el caso deformación de hidratos sin que se tenga agua libre condensada del gas, donde serequiere un modelo de cálculo termodinámico riguroso.

3 - 13

Con las Figs. 20-15 a 20-17 se pueden hacer aproximaciones a las condiciones deformación de hidratos, pero se producen errores significativos para composicionesdiferentes a las usadas para construir dichas cartas, porque las condiciones a lascuales se forman los hidratos se afectan fuertemente por la composición del gas. Lossiguientes 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 latemperatura inicial mínima que permite la expansión sin que se forme hidrato?

3 - 14


320

3 - 15


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 final500 psia por encima de la curva de temperatura de 110 °F. Luego la temperaturamínima 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.


Encontrar la intersección de la línea de presión inicial 2,000 psia con la curvade 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.


La línea de presión inicial 2,000 psia no intercepta la curva de temperaturainicial 140 °F. Por lo tanto, el gas puede expandirse hasta presión atmosféricasin que se forme hidrato.

3 - 17

FIGURA 3-7INFORMACIÓN EJEMPLOS 3-6 y 3-7

1100

No se cortan

3 - 18

• Predicción de Formación de Hidratos con Base en la Composición paraGases Dulces

Un método más seguro para estimar condiciones de formación de hidrato es el deKatz ( 9, 10 ), en el cual se ejecutan cálculos tipo “punto de rocío” usando constantesde equilibrio vapor sólido Kvs, las cuales se muestran en las Figs. 20-19 a 20-25 delGPSA.

El equilibrio vapor sólido está definido por la ecuación:

Kvs = y / xs Ec. 3-2

Para propósitos de cálculo, el valor de Kvs es infinito para las moléculas mas grandesque nC4, también para contenido de nC4 en una mezcla menor de 1 % y mayor de 6% mol, y para nitrógeno. Si el nC4 está en proporción de 1 a 6 % mol, el valor denC4 se lee en la carta de la Fig. 20-23.

El procedimiento es iterativo y la convergencia se alcanza cuando se satisface lasiguiente función objetivo:

0.1)K/y(ni

1i

vsi =∑=

=

Ec. 3-3

Ejemplo 3-8

Calcular la presión de formación de hidrato a 50 °F para el siguiente gas.

Componente Fracción molen gas

a 300 psiaKvs y/Kvs

a 400 psiaKvs y/Kvs

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 CO2 0.002 3.0 0.001 1.900 0.001 Total 1.000 0.979 1.344

* Valor infinito


2.04

1.75

3 - 19

3 - 20


0.79

0.50

3 - 21


0.072

0.113

3 - 22


0.046

0.027

TEMPERATURE , °F

Kv-s

3 - 23


0.21

3 - 24


1.90

3 - 25

En las Figs. 3-8 a 3-13 se muestran los datos de Kvs (@ 50 ºF - 300 y 400 psia).

Se interpola linealmente, 0.979 -------- 300 (1.344 – 0.979) = 0.3651.000 -------- X (1.000 – 0.979) = 0.0211.344 -------- 400 (400 - 300) = 100

0.365 -------- 1000.021 -------- 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, C1 = 0.9267, C2 = 0.0529, C3 = 0.0138, iC4 = 0.0018, nC4 = 0.0034y nC5 = 0.0014, está a 3,500 psia y 150 °F. Cuales serán las condiciones de hidratocuando 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 Inicialpsia

Temperatura Inicial°F

Presión Finalpsia

Temperatura Final°F

3,500 150 300 383,500 150 400 453,500 150 500 523,500 150 600 583,500 150 700 64

3 - 26



FIG. 20-26Solution 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 Kvs. A continuación se muestra el cálculo para T = 40°F. Graficar presión de hidrato vs. temperatura en Fig. 3-14.

Componente Fracciónmol en gas

a 200 psiaKvs y/Kvs

a 300 psiaKvs y/Kvs

C1 0.9267 2.2500 0.4119 1.7500 0.5295 C2 0.0529 0.5000 0.1058 0.2050 0.2580 C3 0.0138 0.0550 0.2509 0.0300 0.4600 iC4 0.0018 0.0225 0.0800 0.0105 0.1714 nC4 0.0034 * 0.0000 * 0.0000 nC5 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) = 0.57031.0000 ------ X (1.0000–0.8486) = 0.15141.4189 ------ 300 (300 - 200) = 100

0.5703 ------ 1000.1514 ------ 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 aformar 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 deprocesos Hysys y el valor calculado es 675 psia y 56 °F.

FIGURA 3-15Solución 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

Pres

ión

, p

sia

Predicción HidratoPredicción Flash Adiabático

675

56

Predicción Flash Adiabático

Presión, psia 300 400 500 600 700Temperatura, °F 28 36 44 51 57

Predicción Hidrato

Presión, psia 235 326 456 647 947Temperatura, °F 40 45 50 55 60

3 - 28

3 - 29

• Predicción de Formación de Hidratos para Gases con Alto Contenido deCO2/H2S

El método de Katz no debe usarse para gases con contenidos significativos de CO2 yH2S. En este caso, puede utilizarse el método de Baille & Wichert con el cual sepredice temperatura de formación de hidrato ajustando las condiciones de hidrato enel propano por la presencia de H2S, como se muestra en la Fig. 20-27 del GPSA y seilustra con el siguiente ejemplo.

Ejemplo 3-10

Estimar la temperatura de formación de hidrato a 610 psia para un gas con lasiguiente composición.

Componente Mol %N2 0.30

CO2 6.66H2S 4.18C1 84.25C2 3.15C3 0.67iC4 0.20nC4 0.19C5

+ 0.40

PM = 19.75 lb/lbmolGravedad específica, γ = 0.682

Solución (Ver Fig. 3-16):

1. Con 610 psia interceptar curva de H2S a 4.18 % mol.

2. Ir verticalmente hacia abajo hasta interceptar con línea horizontal de γ =0.682.


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 einterceptar el eje de la X en T = 63.5 °F.

4. Aplicar ajuste del C3 entrando por la parte superior izquierda de la gráfica,con H2S = 4.18 % mol interceptar con la línea de concentración de C3 = 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 C3 es negativo al ladoizquierdo y positivo al lado derecho de la gráfica.

3.5 Inhibición de Hidratos

La formación de hidratos puede prevenirse deshidratando tanto el gas como ellíquido, para eliminar la formación de agua condensada en fase líquida o sólida. Sinembargo, en algunos casos este proceso puede no ser práctico o económico. En estoscasos, la inhibición puede ser un método efectivo para prevenir la formación dehidratos.

En la inhibición se inyecta un glicol o metanol a una corriente de proceso, donde secombina con la fase condensada acuosa para bajar la temperatura de formación dehidrato a una presión dada. Tanto el glicol como el metanol pueden ser recuperadoscon la fase acuosa para ser regenerados y reinyectados. Para procesos de inyeccióncontinua hasta – 40 °F, normalmente los glicoles ofrecen una ventaja económicacomparados con la recuperación de metanol por destilación. Sin embargo, atemperaturas criogénicas por debajo de – 40 °F, el metanol se favorece por su bajaviscosidad lo que facilita su separación del hidrocarburo por gravedad y porque laviscosidad del glicol se vuelve excesiva dificultando la separación efectiva. Es deanotar que normalmente el metanol se inyecta puro.

Los glicoles usados para inhibir hidratos son el etilen (EG), dietilen (DEG) ytrietilen (TEG) glicol, siendo el más popular el etilen glicol por su bajo costo, bajaviscosidad y baja solubilidad en hidrocarburos líquidos. En las Figs. 20-30 a 20-41del GPSA se dan las propiedades físicas para los glicoles más comunes y paramezclas glicol agua. En la Fig. 20-42 se suministra información para glicoles purosy metanol.

3 - 32

Para que la inhibición sea efectiva, el inhibidor debe estar presente en el puntoexacto en el cual el gas húmedo es enfriado a su temperatura de hidrato. Porejemplo, en plantas de refrigeración (Ver Fig. 4-2 en capítulo siguiente), glicol seinyecta 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 yprevenir la formación de hidratos. La inyección debe ser de forma tal que permitauna buena distribución a través de cada tubo o placas, en intercambiadores de caloroperando por debajo de la temperatura de hidrato del gas.

La mezcla inhibidor y agua condensada se separa del gas y del hidrocarburo líquidoen un separador trifásico como se muestra en la Fig. 4-2; en el cual, la temperaturade separación es esencialmente igual al punto de rocío del agua en la corriente degas. Soluciones glicol - agua e hidrocarburos líquidos, pueden formar una emulsióncuando se agitan o cuando se expanden de alta a baja presión como en una válvulade expansión JT. Para conseguir una completa recuperación del glicol diluido paraposterior regeneración y reinyección, debe hacerse un diseño cuidadoso delseparador.

El regenerador en un sistema de inyección de glicol debe operarse para producir unasolución de glicol regenerado, cuyo punto de congelación esté por debajo de lamínima temperatura encontrada en el sistema. Una concentración típica está entre 75y 80% en peso. En la Fig. 20-44 se muestra el punto de congelación para solucionesglicol agua a varias concentraciones.

La concentración mínima de inhibidor en la fase de agua libre se puede estimar conla ecuación de Hammerschmidt:

d = )X1(PM

X2335II

I

−Ec. 3-4

La Ec. 3-4 no debe usarse para concentraciones por encima de 20 – 25 % peso parametanol y 60 – 70 % peso para glicoles.

Para concentraciones de metanol hasta 50 % peso la ecuación de Nielsen-Bucklinofrece mejor precisión:

d = -129.6 ln(XH2O) Ec. 3-5

El término “XH2O” es en fracción mol, no en peso; por lo tanto con la Fig. 20-45 sehace 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 a75 % peso, se utiliza el método de Maddox et al., que aunque es iterativo convergerápidamente y se detalla a continuación:

Ln(XH2O * ϑH2O) = -2063(1/T – 1/To) Ec. 3-6

donde, ϑH2O = exp(C1Xi2 + C2Xi

3) Ec. 3-7

para etilen glicol:

C1 = -83.712 + 0.11843T + 11119.64/T

C2 = 478.42 – 16.65T1/2 – 49132.20/T

Para metanol;

C1 = -62.898 + 2142.93/T1/2 – 17738.77/T

C2 = 119.69 – 4084.47/T1/2 + 33883.03/T

El procedimiento es como sigue:

1. Determinar To usando un método para calcular temperatura de hidrato sininhibidor.

2. Calcular ϑH2O a To con Ec. 3-7 para un Xi asumido (XH2O = 1 – Xi).

3. Resolver la Ec. 3-6 para encontrar T.

4. Calcular ϑH2O a T con Ec. 3-7.

5. Repetir desde el paso 3 hasta que los valores de T converjan con una diferenciano mayor de 1 °R. Si T es el valor deseado, el Xi asumido está bien, de locontrario asumir un nuevo Xi y repetir los cálculos desde el paso 2.

Después de calcular la concentración final de inhibidor por alguno de los métodosanteriores, se hace un balance de materia para determinar la rata de flujo deinhibidor requerido en la fase de agua.

mI = RL

O2HR

XXm*X

−Ec. 3-8

3 - 34

La cantidad de inhibidor a ser inyectada debe considerar no solo la requerida paraevitar congelamiento, sino la necesaria para estar en la fase de vapor en equilibrio yla que se disuelve en el hidrocarburo líquido. La presión de vapor del metanol es losuficientemente alta para que cantidades significativas se vaporicen. Las pérdidas demetanol por evaporación se pueden estimar de la Fig. 20-51, la cual está extrapoladapara valores de presión por encima de 700 psia. Con dicha figura se puedesubestimar las pérdidas de metanol en la fase de vapor para altas presiones. Para elglicol las pérdidas por evaporación son muy pequeñas y generalmente se ignoran enlos cálculos.

Las pérdidas de inhibidor en la fase de hidrocarburo líquido son mas difíciles depredecir. La solubilidad depende fuertemente de las composiciones tanto de la fasede agua como de la fase de hidrocarburo. La Fig. 20-52 presenta datosexperimentales de solubilidad del metanol en hidrocarburos líquidos parafínicoscomo función de la temperatura y la concentración de metanol. La solubilidad delmetanol en hidrocarburos nafténicos es un poco menor que en parafínicos, pero lasolubilidad en hidrocarburos aromáticos puede ser cuatro a seis veces mas alta queen parafínicos.

La solubilidad del EG en la fase líquida de hidrocarburo es extremadamentepequeña. Para propósitos de diseño se usa un valor de solubilidad de 0.3 lb por 1000gal. (U.S.) de líquidos del gas natural (NGL). Sin embargo, arrastres o cualquier otrapérdida mecánica, pueden ocasionar pérdidas totales significativamente mayores.

La concentración final y la rata de flujo de inhibidor requerida, se pueden tambiéncalcular con un programa de simulación de procesos. Se realizan cálculos detemperatura de hidrato, adicionando inhibidor hasta que la temperatura de hidratopara la corriente de gas se depresione por debajo de la temperatura de operación delsistema. La concentración requerida de inhibidor pobre se fija típicamente entre 60 y80% peso para el EG y 100% peso para el metanol. Si la temperatura de hidrato nodecrece cuando una cantidad grande de inhibidor se adiciona, se debe compararcontra el método de Maddox et al. Si los resultados son consistentes, el paso a seguires incrementar la concentración del EG. Sin embargo, es necesario ser muycuidadoso porque se incrementará la viscosidad.

A continuación se presenta un ejemplo calculado tanto a mano como con elsimulador de procesos Hysys.

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Ejemplo 3-11

En una plataforma costa afuera se producen 100 MMscfd de gas natural a 100 °F y1,200 psia. El gas llega a la costa a 40 ºF y 900 psia. La temperatura de hidrato delgas es 70 ºF. La producción de condensado asociado es 127 lbmol/h. Calcular lacantidad de inhibidor requerido (metanol y 80 % peso EG), para prevenir laformación 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. 3-4y 3-5.

Depresión punto de congelación, d = 70 – 40 = 30 °F

De Ec. 3-4, XI =

+=

+

30*3223351/1

d*PM23351/1

XI = 0.291 fracción peso (> 20 – 25 % peso)

De Ec. 3-5, XH2O = exp(d/-129.6) = exp(30/-129.6)

XH2O = 0.793 fracción mol

De Fig. 3-17 (@ XH2O = 0.793), XI = 0.315 fracción peso (< 50 % peso), se usaeste valor.

(Valor calculado con Hysys, XI = 0.312 fracción peso)

Paso 3, Calcular flujo másico de metanol en fase agua (MeOH = 100 % peso).

3 - 36

De Ec. 3-8, mI = RL

O2HR

XXm*X

− =

315.01350,4*315.0

− = 2,000 lb/d

(Valor calculado con Hysys, mI = 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 MeOHpeso%

MMscf/lb

Pérdidas evaporación = ( )( )MeOHpeso%5.31MMscfd100MeOHpeso%

MMscf/lb05.1

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, XI =

+=

+

30*6223351/1

d*PM23351/1

XI = 0.443 fracción peso de EG(Valor calculado con Hysys, XI = 0.468 fracción peso)

Paso 8, Calcular flujo másico de EG en fase agua (EG = 80 % peso).

3 - 37


0.315

0.793

3 - 38


1.05

900


0.16 31.5 wt %

3 - 39

3 - 40

De Ec. 3-8, mI = RL

O2HR

XXm*X

− =

443.08.0350,4*443.0

− = 5,398 lb/d

(Valor calculado con Hysys, mI = 5,237 lb/d)

Para el Etilen glicol las pérdidas por vaporización y en la fase líquida dehidrocarburo 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 dedeshidratación que puede ser con un desecante líquido o sólido; aunque usualmentees más económico el proceso con líquido, cuando se cumple con las especificacionesde deshidratación requeridas.

El glicol mas comúnmente usado para deshidratación del gas natural es el trietilenglicol (TEG) con el cual se pueden alcanzar contenidos de agua de 4 lb/MMscf queno son posibles con otros glicoles. Los otros glicoles que pueden usarse son eldietilen glicol (DEG) con el cual se puede llegar a un contenido de agua de 7lb/MMscf y el tetraetilen glicol (TREG).

Siguiendo el flujo de proceso del esquema de la unidad de deshidratación con glicolque se muestra en la Fig. 3-20, puede observarse que el gas húmedo que llega a launidad pasa por un separador que comúnmente está integrado al fondo de la torrecontactora o absorbedora, y entra por el plato de fondo. El glicol regenerado sebombea 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 elserpentín condensador de reflujo y va al tanque “flash”, en el cual se separa la mayorparte del gas disuelto. La mezcla acuosa de glicol pasa por el intercambiador decalor glicol rico – glicol pobre y va a la torre regeneradora en la cual, el aguaabsorbida se destila del glicol por aplicación de calor, a presión muy cercana a laatmosférica.

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 enfriamientoprevio.

3 - 41

FIGURA 3-20DIAGRAMA DE FLUJO DE PROCESO

UNIDAD DE DESHIDRATACIÓN CON GLICOL

3 - 42

A continuación se hace una breve descripción de los equipos involucrados en esteproceso de deshidratación:

Separador de entrada

Una buena práctica es instalar un separador para el gas de entrada, aun si la unidadde deshidratación está cerca al separador de producción. Se busca poder separarcantidades grandes de agua fresca o salada, hidrocarburos, químicos de tratamientoso inhibidores de corrosión, a fin de evitar su paso a la absorbedora o contactora,pues aun pequeñas cantidades de estos materiales, causan pérdidas excesivas deglicol debido a la formación de espuma, reducen la eficiencia e incrementan elmantenimiento.

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 deglicol rico y se envía a gas combustible. La presión de operación debe ser losuficientemente baja para promover la separación del gas, pero a la vez losuficientemente 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 travésde 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 aguadespojada. Por debajo de la boquilla y distribuidor de entrada del glicol rico, seencuentra una sección empacada usualmente con sillas de cerámica.

3 - 43

Rehervidor

El Rehervidor tiene que ser diseñado para suministrar el calor adecuado para elevarla temperatura del glicol rico al nivel requerido para su regeneración. La temperaturadel 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 motoreléctrico o con gas a alta presión. Si se bombea glicol en exceso, no se alcanza latemperatura 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, locual es equivalente a menos de 1 lb de glicol por MMscf. Las pérdidas ocurren en lacima de la contactora influenciadas por la temperatura y presión de operación, en latorre regeneradora y por fugas en la bomba, filtros, tuberías y durante limpieza defiltros.

Aspectos Ambientales

En el proceso de regeneración del glicol rico a glicol pobre, el agua que ha sidoabsorbida en la contactora se libera en la regeneradora y se ventea a la atmósfera.Desafortunadamente, el glicol no solamente absorbe agua en la contactora sinohidrocarburos y gas ácido. Los hidrocarburos parafínicos normalmente no seabsorben pero los aromáticos si. En la página 20-32 del GPSA puede observarse quecantidades substanciales de ciertos aromáticos pueden ser absorbidos para ser luegoliberados a la atmósfera, a menos que dichos vapores sean capturados de algunamanera, mediante procesos que son generalmente costosos.

La evaluación del sistema de TEG involucra establecer su concentración mínimapara alcanzar la especificación de punto de rocío por agua. La Fig. 20-54 del GPSAmuestra el punto de rocío por agua de una corriente de gas natural en equilibrio conuna solución de TEG a varias concentraciones y temperaturas. Esta figura puedeusarse para estimar la concentración requerida de TEG para una aplicaciónparticular, 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 salidadependen de la rata de circulación de TEG y del número de etapas de equilibrio. Losdatos de la Fig. 20-54 son relativamente insensibles a la presión y dicha figura puedeusarse hasta 1,500 psia con pequeño error.

Una vez se determina la concentración de TEG, debe determinarse la rata decirculación y el número de platos o altura de empaque. En las Figs. 20-55 a 20-59 sepresenta la relación de remoción de agua a rata de circulación de TEG, para variasconcentraciones y número de etapas teóricas de equilibrio.

• Guías de Diseño y Operación para Inhibición de Hidratos y Deshidratacióncon Glicol

1. Como criterio de diseño el flujo real de inhibidor debe ser aproximadamente eldoble del flujo calculado en forma teórica.

2. Cuando se utiliza el glicol para prevenir formación de hidratos, la regeneraciónse hace hasta 60-80 % peso.

3. Cuando se utiliza glicol en el proceso de deshidratación, la regeneración se hacea la mayor pureza posible 99 .5 % peso o más.

4. Si en una instalación existen los procesos de inhibición de hidratos ydeshidratación con glicol, se requieren dos sistemas independientes para suregeneración.

5. Como en la operación real no se da la condición de equilibrio sino unacondición dinámica, para diseño se usan aproximaciones como por ejemplo, si elobjetivo es una depresión hasta 0 ºF, se trabaja con –10 / –20 ºF o sea unaaproximación de 10 / 20 ºF. Si los cálculos dan que se requiere una pureza deglicol de 99 %, se trabaja con 99.5 %.

Absorbedora

6. El enfriamiento del glicol pobre que se recicla a la cima de la absorbedora sedebe hacer hasta alrededor de 5 - 10 ºF por encima de la temperatura de entradadel gas húmedo en el fondo, a fin de evitar condensación de hidrocarburos delgas que causen formación de espuma.

3 - 45

7. Diseños económicos utilizan ratas de circulación de 2 – 5 gal TEG/lb H2Oabsorbida.

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 hacerseasumiendo una eficiencia global de plato entre 25% para platos de burbujeo y33% para platos de válvulas. Para empaque, la relación de altura equivalente deempaque a plato teórico (HETP) varía con la rata de circulación de TEG, el flujoy la densidad del gas; pero un valor de 36 - 60 pulgadas es normalmenteadecuado.

9. La temperatura de entrada del gas húmedo debe estar entre 60 – 120 ºF. Cuandola temperatura de la absorbedora está por debajo de 60 ºF, el incremento en laviscosidad del TEG puede reducir la eficiencia en la transferencia de masa. Altapresión favorece la absorción, un rango común es 500 – 1000 psig.

10. El espaciamiento típico entre platos en la absorbedora es 24 pulgadas. Sinembargo, la altura total de la torre estará de acuerdo con el número de platos o laaltura de empaque requerida, más 6 – 10 ft adicionales para permitir el retiro devapor al líquido por encima del plato de cima, distribución del gas de entradapor 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 empaqueestructurado está siendo muy aceptado, porque permite reduccionessignificativas en diámetro, y alguna reducción en altura.

12. El diámetro de la absorbedora se fija con la velocidad del gas v o G, en formasimilar a como se hace para separadores. Valores recomendados para losfactores K y C se dan en la Tabla 3-1.

v = g

gLKρ

ρ−ρ , ft/s o G = )gg L(C ρ−ρρ , lb/(h-ft2)

Para platos, D = PvQzT4.59 , in. Ec. 3-9

Para empaque estructurado,

Dsp = ( )burbujaplatodoestructuraempaque

burbujaplato D*C

C Ec. 3-10

3 - 46

13. Los vendedores de empaque estructurado utilizan una variable Fs paradimensionar absorbedoras de glicol, definida como:

Fs = v vρ Ec. 3-11

Valores de Fs = 2.5 – 3.0 generalmente suministran un buen estimativo deldiámetro de la absorbedora con empaque estructurado.

TABLA 3-1FACTORES K – C PARA VELOCIDAD DE VAPOR

K factorft/s

C factorft/h

Platos de burbujeo , espaciamiento

20” 24” 30”

0.140.160.17

504576612

Empaque

Estructurado Al azar 1 inch Pall rings 2 inch Pall rings

0.3 a 0.4 *

0.13 - 0.180.19 - 0.26

1080 a 1440 *

468 - 648684 - 936

* Depende de la densidad del empaque y el vendedor.

Tambor Flash

14. Para desgasificación se requiere un tiempo de retención mínimo de 3 – 5minutos. Si se va a remover hidrocarburo líquido, se requiere un tiempo deretención de 20 – 30 minutos.

15. Presión de operación = 60 psig.

16. Temperatura de operación = 140 – 160 ºF si a continuación se encuentra elintercambiador glicol rico – glicol pobre.

3 - 47

Intercambiador 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 % delcalor de vaporización del agua absorbida.

25. Número de platos teóricos 3 – 4 (Rehervidor, 1 – 2 platos teóricos yCondensador)

26. La cantidad de calor “Duty” del rehervidor está en el orden de 1,500 Btu/gal deglicol recirculado.

Enfriador de glicol pobre

27. Temperatura del glicol pobre a la absorbedora = Temperatura de entrada del gashúmedo + 5 a 10 ºF.

A continuación con el Ejemplo 12, se explican los cálculos paso a paso para eldimensionamiento de una torre absorbedora de trietilen glicol con platos de burbujeoy con empaque estructurado.

3 - 48

Ejemplo 3-12

Un flujo de gas natural húmedo de 51.4 MMscfd con gravedad específica γ = 0.6564y z = 0.8629 entra a una contactora con TEG a 950 psia y 100 ºF. La especificaciónde humedad para el gas de salida es 7 lb de H2O/MMscf. El número de platos realesde la contactora es 8. Calcular el diámetro y la altura para platos de burbujeo yempaque estructurado. Usar una temperatura de aproximación de 10 ºF para el puntode 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 delrehervidor 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), Win = 64 lb H2O/MMscf

2. Determinar el contenido de agua a ser removida:

∆H2O = Win – Wout = 64 – 7 = 57 lb H2O/MMscf

3. Determinar el punto de rocío por agua del gas deshidratado:

En Fig. 3-1 (@ 7 lb H2O/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 puntode rocío con aproximación:

En Fig. 3-21 (@ Pto. Rocío del equilibrio = 21 ºF y T contactora = 100ºF), Concentración de TEG = 98.5 % peso

6. Determinar (Win – Wout) / Win:

(Win – Wout) / Win = (64 – 7) / 64 = 0.89

3 - 49


21

3 - 50

7. Determinar el número de platos teóricos:

Para platos de burbujeo se toma una eficiencia de 25 %,N = NR * 0.25 = 8 * 0.25 = 2

8. Determinar rata de circulación de TEG en gal de TEG / lb H2O:

En Fig. 3-22 (@ (Win – Wout) / Win = 0.89 y Concentración de TEG =98.5 % peso), Rata de circulación de TEG = 2.54 gal TEG / lb H2O

9. Determinar la rata mínima de circulación de TEG:

GPM = h/min60*d/h24

OlbH/gal)TEG(*MMscf/lb)OH(*d/MMscf)Q( 22∆

GPM = h/min60*d/h24

OlbH/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 = 1.109ρTEG = 1.109 * 62.4 lb/ft3 = 69.2 lb/ft3

11. Determinar la densidad del gas:

ρgas = (2.7Pγgas) / (zT) = (2.7*950*0.6564) / (0.8629*560) = 3.48 lb/ft3

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

gLKρ

ρ−ρ = 0.1648.3

48.32.69 −

v = 0.695 ft/s

13. Determinar diámetro de la contactora y altura de platos y empaque:

Para platos de burbujeo,

3 - 51


0.89

2.54

3 - 52


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 = NR * 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/hDe la Tabla 3-1 (@ Empaque estructurado), C = 1200 ft/h

Con Ec. 3-10, D = ( )0.4*1200576 = 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 entradahasta 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/galSe determina Cp a T promedio = (370 + 280) / 2 = 325 ºFDe la Fig. 3-24 (@ 325 ºF y Concentración de TEG = 98.5 % peso),

Cp = 0.655 Btu/lb ºFQs = mCp ∆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 apresión atmosférica, ∆Hv = 970 Btu/lb de H2O

Qv =

TEGgal54.2OHlb

OHlbBtu970 2

2 = 382 Btu/gal de TEG

c. Calor de reflujo o “duty” del condensador:

Qr = 0.25(Qv) = 0.25(382) = 95.5 Btu/gal de TEG

3 - 54


325

98.5 %

0.655

3 - 55

d. Cantidad de calor “duty” del rehervidor incluyendo 10 % de pérdidas:

Qrb = (Qs + Qv + Qr) * 1.1 = (553 + 382 + 95.5)*1.1

Qrb = 1,133.6 Btu/gal de TEG

El nivel de deshidratación del gas depende de la composición del glicol pobrealcanzada en la regeneradora. Como la temperatura en el rehervidor no puede sersuperior 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 hacersemejoras al proceso de regeneración tales como gas de despojo, adición de unhidrocarburo líquido volátil (DRIZO) o el proceso COLDFINGER. Estos procesosmejorados se describen en el GPSA (pg. 20-34) y pueden verse en la Fig. 3-25. Paradietilen glicol (DEG) la temperatura del rehervidor está limitada a 320 ºF, lo cual asu 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 elgas húmedo saturado se ponga en contacto con una substancia sólida que tiene granafinidad por el agua, como la sílica gel, la alúmina y los tamices moleculares.Eventualmente cada uno de estos materiales alcanza su capacidad de adsorción ytiene que ser regenerado.

Este proceso requiere dos o más torres adsorbedoras operando en un ciclo enparalelo, como puede verse en la Fig. 3-26 que es un sistema de dos torres. Una estáen operación de adsorción de agua del gas, mientras que la otra está en regeneracióny enfriamiento. Típicamente un ciclo de adsorción está entre 8 y 10 horas, el deregeneración 5 horas y el de enfriamiento entre 3 y 5 horas.

Generalmente las unidades con desecante sólido son más costosas que las unidadescon glicol. Por lo tanto, su uso está limitado a aplicaciones de gases con altocontenido de H2S, requerimientos de muy bajos valores de punto de rocío como enprocesos criogénicos (valores requeridos de puntos de rocío de –70 ºF a – 150 ºF ymás bajos), y casos especiales como gases que contienen oxígeno.

3 - 56

FIGURA 3-25DIAGRAMAS DE FLUJO DE PROCESO DE SISTEMAS MEJORADOS DE REGENERACIÓN DE TEG

FIGURA 3-26SISTEMA DE TORRES GEMELAS – PROCESO DE DESHIDRATACIÓN CON DESECANTE SÓLIDO

3 - 57

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 ycontrol operacional muy estricto.

Estos compuestos sólidos se preparan en formas esféricas, como pepas ligeramenteelípticas 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 mmde longitud. En la Fig. 20-67 del GPSA se suministra un resumen de las propiedadesfísicas de los materiales desecantes mas comunes. Cada uno de estos compuestostiene sus características propias de adsortividad por agua y el diseñador tiene queescoger el material que más se acomode a sus necesidades. Una ilustración gráficade las capacidades adsortivas de varios adsorbentes se muestra en la Fig. 20-68.

Los cálculos de proceso para deshidratación con desecante sólido generalmente sehacen a mano, o los hace el vendedor del material desecante. Los simuladores deproceso comerciales no ejecutan este tipo de cálculos. A continuación se describe elproceso manual de cálculo del GPSA.

• Diseño Proceso de Deshidratación con Desecante Sólido

El primer parámetro a estimar es la velocidad superficial permisible a través dellecho. La caída de presión a través del lecho está relacionada con la velocidadsuperficial por la ecuación modificada de Ergun( 9 ):

2VCVBLP ρ+µ=∆ , psi/ft Ec. 3-12

TABLA 3-2CONSTANTES 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 delsistema y fue derivada de la Ec. 3-12 para una determinada composición de gas yuna relación ∆P/L igual a 0.333 psi/ft. La caída de presión de diseño está alrededorde 5 psi y no se recomiendan caídas mayores de 8 psi, dado que el desecante esfrágil y se puede quebrar por el peso del lecho y las fuerzas de caída de presión. Porlo tanto siempre debe revisarse la caída de presión después de fijarse la altura dellecho. A continuación se determina el diámetro del lecho con la siguiente ecuación:

D = Vq4

π , ft Ec. 3-13

El paso siguiente es escoger un ciclo de tiempo y calcular la masa de desecanterequerida. Ciclos muy largos (> 12 horas) pueden justificarse en casos de que el gasno esté saturado con agua, pero requieren grandes lechos y por tanto grandes costosde inversión.

Durante el ciclo de adsorción se puede considerar que el lecho está compuesto detres zonas. La zona de cima llamada zona de saturación o equilibrio, en la cual eldesecante está en equilibrio con el gas húmedo que entra. La zona media o zona detransferencia de masa, la cual no está saturada y donde el contenido de agua del gasse reduce a menos de 1 ppm peso. La zona de fondo es la zona de desecante sin usary se llama zona activa. Las zonas de saturación y de transferencia de masa se vancorriendo hasta que se saca de servicio la vasija para regeneración.

En la zona de saturación se espera que el tamiz molecular retenga aproximadamente13 lb de agua por 100 lb de tamiz. Tamices nuevos pueden tener una capacidad enequilibrio cercana a 20 %, 13 % representa una capacidad aproximada para un tamizde 3 - 5 años de uso. Esta capacidad debe ajustarse cuando el gas no está saturadocon agua o la temperatura está por encima de 75 ºF. En las Figs. 20-70 y 20-71 seencuentran factores de corrección para tamiz molecular. Para calcular la masa dedesecante requerida en la zona de saturación Ss, se calcula la cantidad de agua a serremovida durante el ciclo y se divide por la capacidad efectiva.

Ss = )C)(C)(13.0(

WTSS

r , lb Ec. 3-14

LS = )(D

S4ms

2

S

ρπ , ft Ec. 3-15

3 - 60

La densidad del tamiz molecular ρms es 42 – 45 lb/ft3 para partículas esféricas y 40 –44 lb/ft3 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 todael agua a ser removida.

La longitud de la zona de transferencia de masa (MTZ) puede ser estimada comosigue:

LMTZ = (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 zonade transferencia de masa. Alrededor de 6 ft de espacio libre se dejan por encima ypor 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 eldesecante y la vasija. Se consideran pérdidas de 10 %.

Qw = (1800 Btu/lb)(lbs de agua en lecho) Ec. 3-17

Qsi = (lb de tamiz)

FºlbBtu24.0 (Trg – Ti) Ec. 3-18

Qst = (lb de acero)

Fºlb

Btu12.0 (Trg – Ti) Ec. 3-19

Qtr = (2.5)(Qw + Qsi + Qst + Qhl) Ec. 3-20

Qhl = 0.1*(Qw + Qsi + Qst)

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 deregeneración el cual debe incluir un período de enfriamiento. Para un ciclo deadsorción de 8 horas, la regeneración normalmente consiste de 4 ½ horas decalentamiento, 3 horas de enfriamiento y ½ hora en parada y cambio. Para ciclosmucho más largos el tiempo de calentamiento puede alargarse en la medida que semantenga una caída mínima de presión de 0.01 psi/ft.

mrg = )ntocalentamiedetiempo)(TFº600)(C(

Qip

tr

− , lb/h Ec. 3-21

La Fig. 20-73 se puede usar para estimar la velocidad mínima requerida paraconseguir 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 tresy cinco capas de bolas de cerámica dispuestas en tamaños graduales (la más pequeñaarriba). Sobre la parte superior del lecho desecante se instala una malla y encima deella una capa de bolas de cerámica. En algunos casos se instala una capa dedesecante de menor valor sobre la cima del lecho para capturar contaminantes talescomo agua libre, glicol, hidrocarburos, aminas, etc.

Como los desecantes sólidos producen polvo, frecuentemente se instalan filtros de 1micra en la salida de la unidad de deshidratación para proteger los equipos aguasabajo.

3.8 Deshidratación con Cloruro de Calcio

El cloruro de calcio se usa como un desecante consumible para deshidratación degas natural. Es una sal altamente higroscópica que se usa principalmente en áreasremotas 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 partebaja. Por encima del separador hay una sección de contacto de aproximadamente 3

3 - 62

FIGURA 3-27DESHIDRATADOR TÍPICO CON CLORURO DE CALCIO CaCl2

3 - 63

a 4 platos. Posteriormente hay un plato soporte sobre el cual se instala el CaCl2 enforma de píldoras o balas.

El gas entra a la sección de separación en la cual se remueve cualquier líquido quelleve. A continuación saturado de humedad, fluye hacia arriba a través de los platos,los cuales contienen una salmuera de CaCl2 en donde se absorbe algo del agua.Posteriormente, el gas entra en contacto con la sal, la cual absorbe el aguadisolviéndose en ella y formando una salmuera. Dicha salmuera cae sobre los platosy va hasta el fondo de la vasija. El gas que sale de la torre generalmente cumple conlos requerimientos de contenido de agua el cual puede llegar a 1 lb/MMscf.

La capacidad típica del CaCl2 es 0.3 lb CaCl2 / lb H2O. Las velocidades superficialesen el lecho son 20 – 30 ft/min y la relación L/D para el lecho debe ser al menos 3 a4:1. El CaCl2 debe ser cambiado periódicamente usualmente cada dos a tressemanas. La incorrecta disposición de la salmuera puede ocasionar problemasambientales, generalmente es inyectada a un pozo.

3.9 Deshidratación con Membrana Permeable

Membranas pueden usarse para separar componentes tales como agua, CO2 ehidrocarburos, de una corriente de gas natural de acuerdo con su permeabilidad.Cada uno de los componentes del gas que entran al separador tiene unapermeabilidad característica que es función de su capacidad para disolverse ydifundirse 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 degas presurizada fluye dentro de un separador con membrana, los componentesrápidos tales como el agua y el CO2 se infiltran a través de la membrana. Estosproductos infiltrados se colectan a una presión reducida, mientras que la corrienteque no se infiltra como el gas natural seco, sale del separador a una presiónligeramente inferior a la de la carga.

Entre 5 – 10 % de metano y otros componentes del gas de carga se van con lacorriente infiltrada (permeada), que está a más baja presión que la corriente de gasseco. Por esta razón, este tipo de separador se usa solamente en plantas que puedenutilizar 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, calcularel diámetro, la altura, la caída de presión y la cantidad en lbs de desecante sólidopara una adsorbedora con tamiz molecular de 1/8” cilindro comprimido (extrudate).

Calcular el flujo real de gas q (@ 950 psia y 560 ºR) en ft3/min,

q = (19.44*MMscfd*Z*T) / P , ft3/min

q = (19.44)(51.4)(0.8629)(560) / 950 = 508.3 ft3/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 = Vq4

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 H2O/MMscf

Calcular factor de corrección de saturación para tamiz CSS,

De la Fig. 3-29 (@ 100 ºF), CSS = 1.0

Calcular factor de corrección por temperatura CT,

De la Fig. 3-30 (@ 100 ºF), CT = 0.93

Calcular la cantidad de tamiz molecular requerida en zona de saturación Ss,

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, Ss = )C)(C)(13.0(

WTSS

r = )93.0)(0.1)(13.0(

d)5.0(d/MMscf)4.51(MMscf/lb)64(

Ss = 13,605 lb de tamiz molecular en zona de saturación

Determinar densidad del tamiz molecular ρms,

3 - 65


22

950

3 - 66



0.93

3 - 67

De Fig. 20-67 del GPSA (@ 1/8” y Linde 4A Extruded Cylinder), ρms = 42 lb/ft3

Calcular longitud del lecho empacado en la zona de saturación LS,

De la Ec. 3-15, LS = )(D

S4ms

2

S

ρπ=

)42()5.5()13605(4

2π = 13.63 ft

Calcular longitud del lecho empacado en la zona de transferencia LMTZ,

De la Ec. 3-16, LMTZ = (V/35)0.3(Z)

Z = 1.70 para tamiz molecular de 1/8”LMTZ = (22/35)0.3(1.70) = 1.48 ft

Calcular longitud total del lecho empacado LT,

LT = LS + LMTZ = 13.63 + 1.48 = 15.11 ft,

Usar LT = 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


Densidad del gas,)8629.0)(560)(73.10(

)01.19)(950(RTZ

)PM(P)gas( ==ρ = 3.48 lb/ft3

De la Ec. 3-12 y Tabla 3-2, 2VCVBLP 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, Vms = ( )TL4D2π = ( )5.15

4)5.5( 2π

Vms = 368 ft3

Calcular masa total de tamiz, Mms = Vms * ρms = 368 * 42 = 15,456 lb

3 - 68

3.10 Deshidratación por Refrigeración

El gas natural puede también ser deshidratado por refrigeración medianteenfriamiento del gas hasta condensar hidrocarburos pesados y agua, los cuales seseparan posteriormente. El objetivo principal de este proceso es controlar el puntode rocío por hidrocarburo, aunque simultáneamente se controla el punto de rocío delgas por agua; por lo cual este proceso no debe considerarse como deshidrataciónpura. El proceso de refrigeración se trata en el capítulo siguiente, el cual cubreprocesos para el control del punto de rocío del gas por hidrocarburo y la remociónde hidrocarburos pesados al gas natural.

3 - 69

NOMENCLATURA

A = área, ft2

B = constante en Ec. 3-12

C = constante en Ec. 3-12 ; constante en Tabla 3-1, ft/h

Cg = factor de corrección por gravedad para contenido de agua

Cp = capacidad calórica, Btu / lb ºF

Cs = factor de corrección por salinidad para contenido de agua

CSS = factor de corrección de saturación para tamiz

CT = 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

Fs = parámetro para dimensionamiento de torres empacadas, ft/lb * s

G = velocidad másica, lb/(hr-ft2)

∆Hv = calor latente de vaporización, Btu/lb

K = constante para dimensionamiento de vasijas en Tabla 3-1, ft/s

Kvs = valor de la constante para el equilibrio vapor/sólido

L = longitud del lecho empacado, ft

LMTZ = longitud de la zona de transferencia de masa del lecho empacado, ft

LS = longitud de la zona de saturación del lecho empacado, ft

Mms = masa de tamiz molecular, lb

m = flujo másico, lb/h ; lb/d

N = número de platos teóricos

3 - 70

NR = número de platos reales

∆P = caída de presión, psi


Q = flujo volumétrico estándar de gas, MMscfd

Qhl = pérdida de calor en regeneración, Btu

Qr = cantidad de calor de reflujo o “duty” del condensador, Btu/gal

Qrb = cantidad de calor “duty” del reherbidor, Btu/gal

Qs = calor sensible. Btu/gal

Qsi = calor requerido para calentar el tamiz molecular a la temperatura de

regeneración, Btu

Qst = calor requerido para calentar la vasija y la tubería a la temperatura de

regeneración, Btu

Qtr = cantidad de calor total en regeneración, Btu

Qv = calor de vaporización del agua absorbida, Btu/gal

Qw = cantidad de calor “duty” para desorción de agua, Btu

q = rata real de flujo de gas, ft3/min

Ss = 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

Trg = temperatura de regeneración del gas, ºF

V = velocidad superficial del vapor, ft/min

Vms = volumen de tamiz molecular, ft3

v = velocidad del vapor, ft/s

W = contenido de agua en el gas, lb/MMscf

Wr = 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

XH2O = fracción mol de agua

3 - 71

Xi = 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

ϑH2O = coeficiente de actividad de agua en inhibidor

µ = viscosidad, cP

ρ = densidad, lb/ft3

Subíndices

CO2 = dióxido de carbono

f = carga

H = hidrato

HC = hidrocarburo

H2S = sulfuro de hidrógeno

H2O = 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 ROCÍO POR HIDROCARBURO YREMOCIÓN DE LÍQUIDOS

4 - 2

4.0 CONTROL DE PUNTO DE ROCÍO POR HIDROCARBURO YREMOCIÓN DE LÍQUIDOS

4.1 Introducción

El gas de venta debe cumplir especificaciones no solamente por contenido de aguasino 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 yla temperatura, la definición de punto de rocío por hidrocarburo incluye losparámetros presión y temperatura.

Normalmente el punto de rocío se especifica como una temperatura máxima a unapresión seleccionada. En Estados Unidos estas especificaciones son 15 ºF máximo a800 psia. Este valor de presión se selecciona porque generalmente está cerca a latemperatura de cricondentherm para el gas de venta.

La razón para el valor de temperatura de 15 ºF es para asegurar que no se formanhidrocarburos líquidos en la tubería, cuando la línea se enfría a la temperatura de latierra, o cuando hay enfriamiento debido a expansión. Se ha encontrado que dichaespecificación de punto de rocío es adecuada, a fin de evitar hidrocarburo líquido enlos sistemas de distribución de gas natural.

Para alcanzar la especificación de punto de rocío por hidrocarburo, es necesariotratar el gas para remover prácticamente todos los hidrocarburos pesados de lamezcla. 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 conciclos mucho más cortos. Se usa normalmente para corrientes de gas con muy bajoscontenidos de propano y butano, pero con suficiente cantidad de C5 y más pesados,que hacen imposible cumplir con la especificación de punto de rocío porhidrocarburo. 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 utilizadogeneralmente es sílica gel.

Hay dos diferencias básicas entre estos procesos para control de punto de rocío poragua y por hidrocarburo como son, para control por hidrocarburo se requieren trestorres y el tiempo de duración de los ciclos en cada torre es más corto, usualmenteentre 20 a 30 minutos contra 8 a 10 horas para deshidratación. La característicaatractiva en un ciclo corto de adsorción, es que se recupera entre 60 – 70 % de lospentanos y más pesados contenidos en el gas, y se cumple tanto con el punto derocío por hidrocarburo, como por agua.

En la Fig. 4-1 se muestra un arreglo típico de una unidad de ciclo corto de adsorcióncon tres torres. Es muy importante que un separador antes de esta unidad remuevatodo el líquido libre y los sólidos que traiga el gas de producción. Un bache delíquido dentro del lecho puede dañar el adsorbente y hacer necesario su cambio. Latemperatura de adsorción debe ser tan baja como sea posible sin originar formaciónde hidratos, a fin de que se adsorba la mayor cantidad de hidrocarburos pesados.Una regeneración apropiada del lecho es muy importante, usándose para estepropósito una porción del gas de proceso. La temperatura del gas de regeneraciónestá en el orden de 550 – 575 ºF. La temperatura de salida de la torre encalentamiento se lleva a 400 ºF.

Así como la adsorción y la desorción son importantes, una adecuada condensaciónde los hidrocarburos desorbidos es también muy importante. Si la condensación esineficiente, los hidrocarburos pesados no se remueven del gas de regeneración. Enclimas cálidos este es el problema principal, requiriéndose un diseño generoso delcondensador. El diseño del separador vertical a continuación del condensador, tieneque ser holgado para permitir una buena separación de la mezcla agua -hidrocarburos condensados y el gas.

4 - 4

Gas Rico

FIGURA 4-1CICLO CORTO DE ADSORCIÓN

CalentamientoEnfriamientoAdsorción

Gas Pobre

Agua yCondensado aEstabilización

Horno

4 - 5

4.3 Refrigeración

El proceso de refrigeración (Ver Fig. 4-2), se usa para cumplir con la especificaciónde punto de rocío por hidrocarburo y por agua para el gas de venta. La temperatura ala cual debe ser enfriado el gas depende del nivel requerido para alcanzar lasespecificaciones de los puntos de rocío. Este será el requerimiento mínimo deenfriamiento. 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 unaevaluación económica que considere el beneficio de la recuperación adicional deGLP y los costos de inversión y operación de las facilidades para ello. Larecuperación adicional de GLP se consigue enfriando el gas a temperaturas tan bajascomo –20 a –40 ºF, o por contacto del gas con aceite pobre en una torreabsorbedora.

Puesto que el gas que entra a la unidad de refrigeración está saturado con vapor deagua, y la temperatura a la cual se enfría está sustancialmente por debajo del puntode congelación del agua, se requiere prevenir la formación de hielo o de hidratos.Como se explicó detalladamente en el capítulo anterior, la temperatura de formaciónde hidratos a una presión dada puede ser deprimida por la adición de químicos talescomo metanol o glicoles.

Como puede observarse en la Fig. 4-2, en dicho proceso se encuentran tres circuitostotalmente definidos como son:

• Circuito de gas natural, al cual se le remueve agua y líquidos para acondicionarloa gas de venta.

• Circuito de glicol, el cual se utiliza para inhibir la formación de hidratos en elintercambiador de calor y el “Chiller”, y está formado por la unidad deregeneración donde se retira el agua al glicol por evaporación.

• Circuito del refrigerante propano, el cual al evaporarse en el casco del chillerenfría el gas natural que pasa por los tubos.

Siguiendo el circuito de propano, vemos que es un ciclo simple de refrigeraciónconformado por:

• Expansión• Evaporación• Compresión• Condensación

4 - 6

FIGURA 4-2PROCESO DE REFRIGERACIÓN CON PROPANO( SISTEMA TÍPICO DE INYECCIÓN DE GLICOL )

GasHúmedo

Agua

GlicolPobre

GlicolRico

IntercambiadorGas - Gas

Gas de Venta

Chiller

Intercambiadorde Calor

CompresorCondensador

Propano

Separador de BajaTemperatura

Vapor deAgua

TanqueGlicol

Regenerado

Despojadora

Bomba

Rehervidor

A Fraccionamiento

Filtro

TanqueFlash

Sistema deInyección de

Glicol

4 - 7

Este ciclo de refrigeración por compresión de vapor se representa en la Fig. 4-2A ylas cuatro etapas que lo conforman se explican a continuación.

Etapa de Expansión

El punto de inicio del ciclo de refrigeración es la disponibilidad del refrigerantelíquido. El punto A en la Fig. 4-2A representa un líquido en su punto de burbuja a lapresión de saturación PA, y entalpía hLA. En la etapa de expansión la presión y latemperatura se reducen al pasar a través de la válvula de control en la cual cae lapresión al valor de PB, el cual lo determina la temperatura deseada del refrigeranteTB.

En el punto B la entalpía del líquido saturado es hLB y la entalpía correspondientepara vapor saturado es hVB. Como la expansión entre A y B ocurre a través de unaválvula de expansión y no hay intercambio de energía, el proceso se consideraisentálpico, por lo que la entalpía a la salida y a la entrada de la válvula es la mismahLA.

Como el punto B está adentro de la envolvente, vapor y líquido coexisten. Paradeterminar la cantidad de vapor formado en el proceso de expansión, hacemos X lafracción de líquido a la presión PB con una entalpía hLB. La fracción de vaporformada con una entalpía hVB es (1-X). Las ecuaciones para el balance de calor y lafracción de líquido formado son:

(X)hLB + (1-X)hVB = hLA Ec. 4-1

)hh()hh(X

LBVB

LAVB

−−= Ec. 4-2

)hh()hh()X1(

LBVB

LBLA

−−=− 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 ningunarefrigeración al proceso. Calor es absorbido del proceso por la evaporación de laparte líquida de refrigerante. Como se muestra en la Fig. 4-2A esto es a temperaturay presión constante. La entalpía del vapor en el punto C es hVB.

Físicamente la evaporación ocurre en un intercambiador de calor denominadoevaporador o chiller. El líquido frío X suministra la refrigeración y su efectorefrigerante está definido como X(hVB – hLB) y sustituyendo en la Ec. 4-2 dichoefecto se representa como:

EfectoR = hVB - hLA Ec. 4-4

La capacidad de refrigeración o “duty” referido a la cantidad total de calor absorbidoen el chiller por el proceso, generalmente se expresa como toneladas derefrigeración o Btu/unidad de tiempo. La rata de flujo de refrigerante está dada porla siguiente expresión:

m = )hh(

QLAVB

ref

−Ec. 4-5

Etapa de Compresión

Los vapores de refrigerante salen del chiller a la presión de saturación PC y lacorrespondiente temperatura TC con una entalpía hVB. La entropía en este punto C esSC. Los vapores se comprimen isentrópicamente a la presión PA a través de la líneaC-D’ (Fig. 4-2A).

El trabajo isentrópico (ideal) Wi, por comprimir el refrigerante desde PB a PA estádado por:

Wi = m (h’VD – hVB) Ec. 4-6

El valor h’VD está determinado por las propiedades del refrigerante a PA y unaentropía SC. Como el refrigerante no es un fluido ideal y los compresores no operanidealmente, se define el término eficiencia isentrópica ηi para compensar las

4 - 10

ineficiencias en el proceso de compresión (Esta eficiencia se denomina tambiénadiabática). El trabajo real de compresión puede ser calculado así:

W = )hh(m)h'h(mWVBVD

VBVD

ii

i −=η

−=η

Ec. 4-7

La entalpía a la descarga estada por:

hVD = VBVBVD 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 PA y TD (Punto D en Fig. 4-2A), se enfría a la temperatura de punto de rocío TA a condición muy cercana depresión constante y se condensa a temperatura constante.

Durante el proceso de desobrecalentamiento y condensación, todo el calor y trabajoadicionados al refrigerante durante los procesos de evaporación y compresión, debenser removidos de forma tal que se complete el ciclo llegando al punto de inicio A, enel diagrama P-H que se muestra en la Fig. 4-2A.

Adicionando el duty de refrigeración al calor de compresión, se calcula el duty decondensación QCD con la siguiente expresión:

QCD = m[(hVB – hLA) + (hVD – hVB)]

QCD = m(hVD – hLA) Ec. 4-10

La presión de condensación del refrigerante es una función del medio deenfriamiento disponible: aire, agua de enfriamiento u otro refrigerante.

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Ejemplo 4-1

Se van a enfriar 51.4 MMscfd de gas (gravedad específica 0.6564 y capacidadcalorífica 0.67 Btu/lb ºF) desde 60 ºF a 0 ºF, mediante un sistema de refrigeracióncon propano. De la masa de gas que entra al chiller se condensa el 3.5 % y el calorde condensación λc es 200 Btu/lb. El chiller de propano opera a –10 ºF y latemperatura de salida del condensador es 80 ºF. La eficiencia isentrópica delcompresor 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:


PM(gas) = 0.6564 (28.9625) = 19.01 lb/lbmol

m(gas) = h24

d*lbmol

lb01.19*scf380

lbmol*d

scf)10*4.51( 6

= 107,140 lb/h

Masa de líquido condensado, mlc = 107,140 * 0.035 = 3,750 lb/h

Q(chiller) = m(gas)Cp(gas)∆T + mlcλc = Qref

Q(chiller) = lbBtu200*

hlb750,3Fº60*

FºlbBtu67.0*

hlb140,107 + = 5.06 * 106 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,

@ (TA = 80 ºF y línea de líquido saturado), se lee PA=145 psia y hLA=300 Btu/lb

Ubicar punto B a la salida de la expansión,

@ (TB = - 10 ºF y entalpía constante), se lee PB = 32 psia

4 - 12

419 450244

32

145

FIGU

RA

4-2BIN

FOR

MA

CIÓ

N E

JEM

PLO

4-1

A DD’

CB

- 10 ºF

80 ºF

hLB hLA hVB h’VD hVD

460.3

4 - 13

Determinar hLB,

@ (TB = -10 ºF y línea de líquido saturado), se lee hLB=244 Btu/lb

Ubicar punto C a la salida del evaporador (chiller),

@ (TB = -10 ºF y línea de vapor saturado), se lee hVB = 419 Btu/lb

PC = PB = 32 psia , TC = TB = -10 ºF

De la Ec. 4-2,)hh()hh(X

LBVB

LAVB

−−= =

)244419()300419(

−− = 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 = )hh(

QLAVB

ref

− =

lb/Btu)300419(h/Btu10*06.5 6

− = 42,521 lb/h

De la Fig. 23-2 del GPSA, PM(C3) = 44.097 lb/lbmol

ρ(C3) = 4.2268 lb/gal

Refrigerante líquido = min60h*

lb2268.4gal*

hlb521,42 = 168 gpm

Refrigerante vapor = d

h24*lbmol

scf380*lb097.44

lbmol*h

lb521,42 = 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 PA=145 psia), se lee h’VD=450 Btu/lb

De Ec. 4-6, Wi = m (h’VD – hVB) = 42,521(450 – 419) = 1.32*106 Btu/h

De Ec. 4-7, W = i

iWη

= 75.010*32.1 6

= 1.76*106 Btu/h

De Ec. 4-9, GHP = 4.2544

W = h/Btu4.2544

hp*h/Btu10*76.1 6

= 692 hp

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e. Calcular el calor de compresión y el duty del condensador:

De Ec. 4-8, hVD = VBVBVD h)h'h(

i+

η− = 419

75.0)419450( +− = 460.3 Btu/lb

Calor de compresión = m(hVD – hVB) = 42,5211(460.3 – 419) = 1.76*106 Btu/h

De Ec. 4-10, QCD = m(hVD – hLA) = 42,521(460.3 – 300) = 6.82*106 Btu/h

• Proceso IFPEXOL

Como se observó en el proceso de refrigeración anterior, es necesario usar glicolpara prevenir la formación de hielo e hidratos, y por tanto se requiere laincorporación de un proceso de regeneración de glicol, el cual adiciona costos deinversión y operación. Estos costos pueden ser disminuidos usando un procesorelativamente nuevo llamado IFPEXOL, el cual se ilustra en la Fig. 4-3.

En este proceso se previene la formación de hidratos adicionando metanol a lacorriente de gas natural que se va a enfriar. Regularmente el metanol se recupera pordestilación; sin embargo, la separación de metanol del agua es difícil. En el procesoIFPEXOL se usa una innovación para recuperar la mayor parte del metanol sinregeneración.

En este proceso la corriente de gas que entra se separa en dos, una parte se pone encontacto en contracorriente con una solución de metanol rico – agua. Como lacorriente de gas está saturada con agua, no tomará agua adicional; sin embargo, ellano contiene metanol a la entrada de la contactora. Como el gas está en íntimocontacto con la solución metanol - agua, la mayoría del metanol sale del agua y entraa la fase de hidrocarburo gaseoso. Esto hace que se conserve gran parte del metanolque entra a la contactora. La corriente de gas que sale de la contactora se une a laotra parte del gas de carga antes del proceso frío. Metanol adicional se inyecta a estacorriente para saturar completamente el gas con metanol. Como el metanol estácontenido en la fase de vapor, no se requiere distribuir el metanol líquido en el hazde tubos, como en el caso de la inhibición con glicol. El gas se enfría dentro de lostubos del intercambiador gas - gas y el enfriador “chiller” del proceso frío, con locual 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 elhidrocarburo líquido condensado. Las ventajas del proceso IFPEXOL es que es más

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FIGURA 4-3PROCESO IFPEXOL

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simple en equipos y operación comparado con el proceso de inyección yregeneración de glicol. Adicionalmente, como se dijo en el capítulo anterior, elglicol absorbe hidrocarburos incluyendo aromáticos, adicionando costos por noliberarlos a la atmósfera, lo cual no ocurre en el proceso IFPEXOL. La debilidad delproceso IFPEXOL es la pérdida de metanol, el cual tiene que ser repuesto en formacontinua.

4.4 Absorción con Aceite Pobre

Este proceso consiste en poner en contacto el gas natural con un aceite en unaabsorbedora, con lo cual compuestos del gas se disuelven en el aceite. La cantidadde cada componente que se disuelve en el aceite, se incrementa a medida quedisminuye su volatilidad a las condiciones de temperatura y presión de laabsorbedora. 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 formaruna solución con el aceite.

Los equipos del proceso se muestran en la Fig. 4-4. El gas rico entra a la torre deabsorción por el fondo y fluye hacia arriba a través de la absorbedora, la cualcontiene platos o empaque. A media que el gas fluye hacia arriba, entra en contactoíntimo con el aceite, el cual entra a la torre por la parte superior. Cuando el gas salepor la cima de la torre, se ha despojado de la mayor parte de los componentespesados.

El aceite rico sale por el fondo de la torre bajo control de nivel, intercambia calorcon la corriente de aceite pobre y entra al tanque “flash”, el cual opera alrededor dela mitad de la presión de la torre de absorción. Una gran cantidad de compuestoslivianos absorbidos, tales como metano y etano son liberados y se envían arecompresión. En facilidades de recuperación de propano y más pesados, el aceiteentra a la columna deetanizadora, en la cual se separan del aceite el resto del metanoy el etano. Estos gases van a una vasija de presaturación y luego a recompresiónpara juntarse con la corriente principal de gas tratado. De la torre deetanizadora elaceite pobre va a una torre de destilación, donde se separan el aceite y loscomponentes absorbidos. Posteriormente el aceite pobre va a través de losintercambiadores de calor y los enfriadores, a la vasija de presaturación en la cual sesatura parcialmente con metano y etano y se bombea de regreso a la absorbedora dealta presión, pasando por otro enfriador para asegurar que la temperatura del aceitepobre no es mayor que la del gas de carga, para maximizar la absorción.

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FIGURA 4-4

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4.5 Turbo-expander

El proceso turbo-expander fue desarrollado en los años 60’s. Su aplicación principales recuperar etano del gas natural, puesto que el etano es una materia prima muyimportante para la industria petroquímica. Con el proceso se alcanzan temperaturasbastante bajas y por tanto se licúa una parte sustancial de etano y componentes máspesados del gas natural. Estos productos son posteriormente recuperados porfraccionamiento.

Las bajas temperaturas se alcanzan por expansión de gas a alta presión, el cual hasido considerablemente enfriado a través de intercambiadores de calor y porrefrigeración como puede verse en la Fig. 4-5, y pasa a través de la turbina en la cualse extrae trabajo o energía al gas. De esta forma se logran niveles de temperatura delgas considerablemente más bajos que los que pueden obtenerse en una expansiónJoule-Thompson. Una vez que el gas ha sido enfriado y una buena porción de etanoy la mayoría del propano y más pesados han sido licuados, los líquidos se separandel gas frío. La corriente de gas del separador intercambia calor con el gas de cargay regresa al compresor movido por la turbina en el cual se restablece parcialmente lapresión y va al compresor de gas de venta donde se eleva la presión al nivelrequerido para transporte. Los líquidos condensados se fraccionan en los diferentesproductos líquidos mercadeables.

Hay muchos arreglos diferentes para este proceso dependiendo de la composicióndel gas de carga y el nivel deseado de líquidos a recuperar. Una característicaimportante del proceso turbo-expander, es que el vapor de agua en el gas de cargadebe haber sido virtualmente removido en su totalidad, debido a las muy bajastemperaturas de operación en este proceso. El alto nivel de deshidratación del gas decarga al turbo-expander, normalmente se consigue con unidades de adsorción contamiz molecular.

Aunque este proceso se usa principalmente para recuperar etano, puede sereconómicamente viable en algunos casos comparado con otros procesos, si lo que sedesea es recuperar líquidos como propano y más pesados.

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FIGURA 4-5

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NOMENCLATURA

A, B, C, D = puntos de operación en diagramas de Figs. 4-2A y 4-2B

GHP = caballos de potencia de gas, hp

hLA = entalpía de líquido saturado en punto A y de mezcla líquido-vapor en

punto B, Btu/lb

hLB = entalpía de líquido saturado en punto B, Btu/lb

hVB = entalpía de vapor saturado en punto C, Btu/lb

hVD = 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

QCD = cantidad de calor “duty” de condensación, Btu/h

Qref = cantidad de calor “duty” de refrigeración, Btu/h

W = trabajo de compresión real, Btu/h

Wi = trabajo de compresión ideal, Btu/h

X = fracción en peso


ηi = eficiencia isentrópica

5.0 ENDUZAMIENTO DEL GAS NATURAL

5 - 2

5.0 ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL

5.1 Introducción

Generalmente el gas natural que se produce a nivel mundial contiene CO2. Además,en muchas partes del mundo principalmente al norte de la línea ecuatorial, el gasnatural contiene también H2S. Ambos compuestos son ligeramente solubles en agua.Cuando estos gases se disuelven en agua forman una solución medianamenteacidificada, razón por la que estos compuestos son llamados gases ácidos. Como sevio en el Capítulo 1, las especificaciones máximas de CO2 y H2S a nivelinternacional son 2 % vol y 4 ppmv, respectivamente. Cuando un gas natural excedelas especificaciones por H2S y/o CO2 se denomina un gas agrio; por el contrario,cuando el contenido de estos compuestos en el gas natural está por debajo de loslímites especificados para gas de venta, se dice que es un gas dulce.

El gas natural que tiene concentraciones de H2S y CO2 por encima de los límitespermisibles, tiene que ser tratado para removerle el gas ácido. Como el H2Sreacciona con muchos compuestos, hay una gran variedad de procesos para extraerloquímicamente. En pequeñas concentraciones, es económica su remoción haciéndoloreaccionar 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 CO2, seextrae 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 losgases ácidos de los hidrocarburos. En la Fig. 5-1 se muestra un proceso típico paraeste propósito. El gas entra al separador de entrada en el cual se separa cualquierlíquido condensado y fluye a la absorbedora por al fondo. Por la parte superior de latorre entra el solvente pobre disuelto en agua y en la medida que fluye hacia abajode plato a plato, se pone en íntimo contacto con el gas que fluye hacia arribaburbujeando en el líquido. Cuando el gas alcanza la cima de la torre, virtualmente

5 - 3

FIGURA 5-1

5 - 4

todo el H2S y dependiendo del solvente, casi todo el CO2 se ha removido de lacorriente de gas de carga. El gas es ahora dulce y cumple con las especificaciones deH2S y CO2, pero como está saturado con agua, generalmente va a un proceso dedeshidratación como se vio en el capítulo anterior. Normalmente las contactorasoperan a niveles de presión de 950 psig.

El solvente rico en hidrocarburos sale por el fondo de la contactora y pasa por unaválvula de control en la cual cae la presión a un nivel de 70 psig. A dicha presiónentra a un tambor “flash” en el cual la mayoría del hidrocarburo gaseoso disuelto yalgo de gas ácido se separan. A continuación la solución rica intercambia calor conla solución regenerada o pobre que sale caliente de la torre despojadora. Luego deprecalentarse entra a la despojadora o regeneradora donde el proceso ocurrealrededor de 14 psig a la temperatura respectiva de ebullición de la solución. Elcalor al fondo de la torre se suministra con un rehervidor. Los vapores que salen porla cima de la torre pasan por un condensador y un separador o tambor de reflujo, enel cual se separa el gas ácido y el líquido condensado. Este líquido es bombeadonuevamente por la parte superior de la torre como reflujo. La corriente de gas ácidoes una corriente de deshecho que debe ser incinerada o tratada para convertir el H2Sgeneralmente a azufre.

La solución regenerada sale por el fondo de la torre o el rehervidor, pasa por elintercambiador solvente pobre / solvente rico y va al tanque de reposición desolvente. Del tanque se bombea a través de un enfriador en el cual se controla latemperatura apropiada para el tratamiento en la contactora, que generalmente es 10ºF más caliente que el gas de carga para evitar condensación de hidrocarburos quecausan problemas de espuma en el proceso.

Variaciones al proceso descrito anteriormente se muestran en las Figs. 21-13 a 21-16del GPSA.

5.3 Consideraciones de Diseño y Operación de Equipos en Proceso deRemoción de Gas Ácido

El proceso de endulzamiento con solventes regenerativos consiste esencialmente delos pasos cíclicos siguientes:

a. Poner en contacto el gas natural conteniendo los gases ácidos con una soluciónpobre 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 obtenersolución pobre que luego se enfría y se recircula.

Aunque esto parece sencillo, la operación del proceso requiere un funcionamientoarmónico en los diferentes equipos. Si uno de los equipos en el tren no hace su parteapropiadamente, 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 queno esté programada, normalmente es muy costosa.

Por lo tanto es necesario tener claro el propósito y las condiciones de operación delos 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 deentrada. Su propósito es separar las diferentes fases de los fluidos que entran y podermanejar cualquier bache de líquido proveniente del sistema de gasoducto, para evitarque los vapores que salen de la vasija se contaminen con líquido. Si el separador esmás grande de lo necesario no es problema, pero si es pequeño, será la causa demuchos problemas en la operación de la unidad. La temperatura de los fluidos queentran no debe estar a más de 5 a 10 ºF por encima de la temperatura de formaciónde hidratos a la presión de operación (≈ 1,000 psia), para facilitar la condensación dela mayor cantidad posible de hidrocarburos pesados.

Compresión

En muchos yacimientos viejos, la presión ha declinado de forma tal que paramantener la producción de los pozos, la presión en cabeza debe ser disminuida paramantener una rata de producción en un nivel aceptable. Esto significa que la presiónen las líneas de recolección ha disminuido y por lo tanto, el gas llega a la planta detratamiento por debajo de la presión de diseño. Por lo tanto el gas tiene que sercomprimido a la presión requerida, tanto para tratamiento como para entrega a laslíneas de gas de venta.

5 - 6

Los compresores pueden ser diseñados para manejar gas bastante agrio, medianteuna apropiada especificación de materiales. En este proceso, la temperatura seincrementa considerablemente y por tanto el gas debe ser enfriado a 90 – 100 ºF si lapresión está en el orden de 1,000 psia, para condensar agua, hidrocarburos y aceitedel compresor. Esta corriente enfriada debe pasar por un separador antes de entrar ala 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 latransferencia de masa de los gases ácidos contenidos en el gas, al solvente deendulzamiento. El grueso de la absorción ocurre en los primeros cinco platos delfondo de la torre. Cuando el solvente es amina, la absorción es por reacción químicala cual es exotérmica y hace que se incremente la temperatura de salida de lasolución en unos grados. El incremento en temperatura depende de la concentraciónde 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 denivel y de disminución de presión. La presión de operación de la contactora puedevariar considerablemente de planta a planta, pero en operaciones de alta presión, lamayoría de ellas opera en el rango de 950 a 1,000 psia, de esta forma el gas dulcepuede 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 puededetectarse mediante medición continua de la presión diferencial a través de lacontactora, entre el gas de entrada y el gas de salida. En los platos en los cuales sepresenta espuma, la solución tiende a mantenerse sobre ellos incrementándose lacabeza hidrostática. El gas va acumulando dicha cabeza hidrostática entre los platosde 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 ycumple con las especificaciones por H2S y CO2. Sin embargo, requiere tratamientopara ajuste del punto de rocío. Además como la temperatura de salida del gas es de

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100 ºF o un poco mayor, algo de solvente sale en fase vapor con el gas dulce y porlo tanto esta corriente usualmente se lava con agua. Esto se pueda hacer en una torreque contiene alrededor de seis platos. El agua utilizada para lavado debe serdesmineralizada o condensado de vapor, la cual después del lavado se usa comoagua de reposición para la solución de endulzamiento, con lo cual se reducen laspérdidas 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 tanquepara 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 lacual está cerca a su punto de ebullición. Uno de los equipos más comunes para esteservicio es el intercambiador de casco y tubos. Normalmente este intercambiador sehace de acero al carbón, pero algunas veces los tubos se hacen de acero inoxidablepara alargar el tiempo de vida del equipo. Los principales problemas de operacióncon este tipo de intercambiador, son corrosión y ensuciamiento. Falla de un tubodebido a corrosión se puede notar por un incremento súbito del gas ácido residual enel solvente regenerado, debido a fugas de la solución rica hacia la solución pobreque opera a más baja presión. El ensuciamiento se detecta mediante seguimientorutinario de la eficiencia de transferencia de calor en el intercambiador.

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La solución rica sale del tambor mediante una válvula de control de nivel y como elgas tiende a liberarse de la solución a medida que el solvente rico es calentado, debemantenerse determinado nivel de presión sobre el líquido. Por esta razón la válvulade control de nivel debe ser la última pieza de equipo a través de la cual pasa elsolvente rico antes de entrar a la columna despojadora. Por lo tanto esta válvula quecontrola el nivel en el tambor flash, debe montarse sobre la boquilla de alimento a ladespojadora.

Si se usa carbonato de potasio como solvente, no se requiere este intercambiadorpuesto que la solución contacta al gas en la absorbedora a alta temperatura. Estorepresenta un significativo ahorro de energía para este proceso comparado con elproceso de amina.

Regeneradora o Despojadora

La reacciones químicas por las cuales los gases ácidos son removidos por el solventeen la contactora tienen que ser reversadas. Esto se hace bajando la presión de lasolución a alrededor de 12 a 15 psig y calentando a la temperatura de ebullición aesta presión. Lo anterior ocurre en una vasija de baja presión llamada regeneradora odespojadora.

La solución rica entra a la despojadora por la parte media superior de la vasija. Lafuente de calor para el despojo está en el fondo de la vasija suministrada por elrehervidor, en el cual se calienta el líquido a su punto de ebullición con vapor deagua. Los vapores del rehervidor entran a la despojadora por debajo del plato dealimento y a medida que ascienden suministran el calor para despojar los gasesácidos de la solución rica. La solución regenerada ahora pobre, sale por el fondo opor el rehervidor de la torre.

Rehervidor

El rehervidor suministra el calor para la regeneración del solvente. La precauciónprincipal que debe tenerse en esta operación es no exponer el solvente atemperaturas que puedan descomponerlo. Por lo tanto, el medio de calentamiento enel rehervidor no debe estar por encima de 340 ºF. El calor puede ser suministradopor vapor de agua o glicol caliente en un rehervidor de casco y tubos, o por un horno

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de fuego directo, el cual se diseña para que la temperatura máxima de pared en lostubos sea la requerida para calentar la solución pero que se evite la degradacióntérmica.

Reclaimer

Cuando se usa monoetanolamina (MEA) o diglicolamina (DGA), generalmente seusa un rehervidor adicional “Reclaimer”, para remover productos de la degradacióndel solvente, sales, sólidos suspendidos, ácidos y compuestos de hierro.

Normalmente soda ash o cáustica se adiciona al reclaimer con MEA para obtener unpH entre 8 – 9, para DGA no se requiere adición de solución básica. La rata decirculación 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 estácompuesta por H2S, CO2, algo de hidrocarburo gaseoso disuelto, un poco de vaporde agua y solvente. Esta corriente caliente de vapor pasa por un condensador quegeneralmente es aéreo, donde se enfría hasta la mínima temperatura que permita elaire, 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 ácidoen el tambor de reflujo.

Tambor de reflujo

La corriente en dos fases proveniente del condensador entra a un separador llamadotambor de reflujo. El líquido condensado principalmente agua con una pequeñacantidad 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 dela despojadora disminuyendo sus pérdidas. La rata de reflujo normalmente está entre1 – 1.5 moles de agua retornada como reflujo por mol de gas ácido liberado en ladespojadora.

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Tanque de almacenamiento de solución

Este tanque suministra flexibilidad en el manejo del solvente. Opera a presióncercana a la atmosférica con una ligera presión positiva suministrada por gas dulce ogas inerte para prevenir la entrada de aire. Debe mantenerse un nivel mínimo paragarantizar suficiente succión a la bomba de circulación de solvente. Las pérdidas desolvente son repuestas con la adición de solvente puro y agua periódicamente altanque, manteniendo el rango apropiado de concentración de la solución. Latemperatura 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 lacontactora. Normalmente estas bombas son centrífugas y la rata de circulación secontrola con una válvula de control. Esto permite a los operadores de la planta variarla rata de circulación de solvente proporcionalmente a la rata de flujo de gas a lacontactora. Con esto se mantiene la carga molar deseada y la eficiencia de energíaen todo el proceso.

Filtración

El proceso de filtración del solvente pobre es de mucha ayuda para tener unaoperación exitosa de una unidad de tratamiento de gas. La cantidad de la corriente aser filtrada debe ser tan alta como sea práctico y varía en un rango tan amplio como5 a 100 % de la corriente total. Generalmente se hace en dos etapas, primero a travésde un filtro de elementos tipo cartucho, en el cual se remueven tamaños hasta de 10micras y posteriormente a través de un filtro con carbón activado, en el cual seremueven hidrocarburos y otros contaminantes hasta un tamaño de 5 micras, eincluye el mecanismo de adsorción. El objetivo es mantener limpia la solución paraevitar espuma.

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Corrosión

La combinación de H2S y CO2 con agua, asegura que haya condiciones de corrosiónen una planta de tratamiento de gas. En general corrientes de gas con alta relaciónH2S a CO2 son menos corrosivas que las que tienen bajas relaciones.Concentraciones de H2S en el rango de ppmv con CO2 de 2 % o más son bastantecorrosivas. Como la corrosión en plantas de endulzamiento es de naturalezaquímica, depende fuertemente de la temperatura y la velocidad del líquido. El tipo yconcentración de la solución a ser usada tiene gran impacto sobre la rata decorrosión. La corrosión se incrementa cuando se usan soluciones fuertes y altascargas de gas ácido. En general la velocidad de diseño en tuberías para solución ricadebe ser el 50% de la que se usa en servicios dulces.

Muchos problemas de corrosión pueden solucionarse usando una combinación deinhibidores 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 alcarbón. Vasijas y tuberías pueden tener alivio de esfuerzos para evitar corrosión enlas soldaduras. El rango de corrosión permisible para los equipos es entre 1/16” a1/4” 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 áreascríticas:

- 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 enuna 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 siguientesobjetivos:

- 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 deenergía. En procesos de endulzamiento, las dos principales áreas de consumo deenergía son, el bombeo de la solución y el requerimiento de calor para suregeneración. Para reducir el consumo en estas dos áreas, la clave es optimizar larata de circulación. Para esto se requiere operar con una solución en el valor superiordel rango tanto para concentración como para carga molar. El calor al rehervidordebe mantenerse en el mínimo valor requerido para regenerar la solución al grado depureza necesaria, con esto se minimiza la rata de circulación de la solución. Paralograr lo anterior, se hace seguimiento mediante un analizador, al contenido de gasácido en las soluciones rica y pobre. Sin embargo el costo de este instrumento y suoperación también es alto.

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Otra área para ahorro de energía es el intercambiador de calor de soluciónrica/pobre. Este intercambiador debe ser dimensionado generosamente pararecuperar el máximo de calor de la solución pobre caliente. Debe hacerseseguimiento periódico a la eficiencia de este intercambiador observando elensuciamiento.

Es necesario tener muy presente que la operación a alta concentración de solvente yalta carga molar, favorece la rata de corrosión. Por lo tanto, el seguimiento y controlde 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 detratamiento de gas agrio son:

- Dificultad para alcanzar la especificación de H2S 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, eloperador de estas líneas detecta tal condición inmediatamente, y después de unaadvertencia mínima al operador de la planta, cierra automáticamente la válvula deadmisión de gas al sistema principal de transmisión. De esta manera se presenta uncontraflujo en la planta y entra a operar el sistema de relevo a la Tea, en la cual sequema el gas que está fuera de especificaciones. Los operadores de la planta tienenque detectar la causa de la falla y corregirla, antes de volver a alinear el gas alsistema de transmisión.

La formación de espuma en la solución ocurre cuando hay arrastre mecánico delíquido como burbujas. La tendencia a formar burbujas se incrementa con ladisminución de la tensión superficial de la solución, debido a la interferencia desustancias extrañas en la superficie de la solución que está sobre el plato. Se piensaque la espuma se produce por los siguientes factores:

- Hidrocarburo líquido.- Productos de degradación de la amina.

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- Productos químicos utilizados para tratamiento en los pozos o sistemas derecolección.

- 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, perocuando hay espuma la estabilizan. Para evitar la formación de espuma, a veces esefectivo adicionar a la solución un agente antiespumante; sin embargo, esto nocorrige el origen del problema. Además, si se adiciona mucho antiespumante a lasolución se puede inclusive agravar el problema.

Otro problema de común ocurrencia en una planta de amina es la corrosión. Paramantener en control la rata de corrosión, se adiciona un inhibidor de corrosión y seusa acero inoxidable en ciertas partes de los equipos de proceso.

Predecir con certeza en qué lugar atacará la corrosión es muy difícil. Por experienciase han detectado áreas donde hay más tendencia a la corrosión tales como, la partesuperior de la despojadora, los tubos del rehervidor, los intercambiadores de calor yalguna tubería de conexión. En estos sitios la temperatura es alta. Ampollamientopor hidrógeno se detecta después de muchos años de servicio en el casco de laabsorbedora o de la regeneradora. Craqueo inducido por hidrógeno puede tambiénocurrir después de muchos años de servicio, en las soldaduras de la vasijas o de latubería. Corrosión/erosión puede ocurrir en áreas en las cuales la velocidad delfluido es alta, tales como en la línea de retorno del rehervidor, en el punto de entradade los vapores del rehervidor a la despojadora y aguas abajo de las válvulas quetumban presión.

En todos los sistemas de solventes regenerativos, es necesario hacer una reposiciónperiódica de solvente puro a la solución, debido a las pérdidas de solvente durante laoperación. Las pérdidas de solvente en los sistemas de tratamiento de gas, puedenocurrir 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, tienenuna presión de vapor que se incrementa con la temperatura. En un sistema deendulzamiento de gas, hay tres vasijas en las cuales el gas y el líquido se separan:

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absorbedora, tambor flash y tambor de reflujo. La corriente más voluminosa es lacorriente de gas que sale de la absorbedora. Para reducir las pérdidas de solvente poresta fuente, se emplea una sección de lavado con agua. Las pérdidas de solvente enel tambor flash normalmente son pequeñas, dado que el gas que sale por esta vasijaes muy pequeño comparado con las demás corrientes de la planta. Cuando lasolución se regenera en la despojadora, algo de solvente sale por la cima con el lacorriente de gas ácido y el vapor de agua. Luego de la condensación, la mayor partedel agua y la amina retornan como líquido a las cima de la despojadora, con lo cualse recupera la mayoría del solvente. Sin embargo, algo sale en el tambor de reflujocon la corriente de gas ácido. Bajando la temperatura del reflujo, se reducen laspérdidas de solvente en este punto.

Se presenta arrastre de solvente cuando hay formación de espuma, o bajocondiciones de alta velocidad del gas. Previniendo la formación de espuma ymanteniendo la operación al nivel de carga de diseño, el arrastre puede controlarse ypor tanto se controlan las pérdidas de solvente.

En los sistemas de aminas alguna degradación de solvente ocurre. Las aminasprimarias son las más susceptibles a este problema, por lo cual en tales sistemas serequiere un equipo especial de separación llamado reclaimer, para removerperiódicamente los productos de la degradación, los cuales pueden contribuir a lacorrosión.

Las principales pérdidas de solvente se deben frecuentemente a problemas oacciones mecánicas. Esto incluye el cambio de filtros, escapes por bombas o unionesy limpieza y drenaje de vasijas.

5.5 Solventes para Tratamiento de Gas

La mayoría de los solventes químicos regenerativos para endulzamiento sonalcanolaminas que corresponden a bases orgánicas débiles. Las alcanolaminas seforman por el reemplazo de uno, dos o tres átomos de hidrógeno de la molécula deamoníaco con radicales de otros compuestos generalmente alcoholes y glicol, paraformar aminas primarias, secundarias y terciarias respectivamente.

Aminas primarias:

- MEA = monoetanolamina- DGA = diglicolamina

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Aminas secundarias:

- DEA = dietanolamina- DIPA = diisopropanolamina

Aminas terciarias:

- TEA = trietanolamina- MDEA = metildietilamina

Las aminas que son bases, se combinan químicamente con los gases ácidos paraformar sales inestables a moderadas temperaturas. Estas sales se rompen atemperaturas altas y bajas presiones (las reacciones químicas son reversibles alreversar las condiciones físicas de temperatura y presión). En el GPSA se muestranen las Eqs. 21-1 a 21-9 las reacciones químicas, y en la Fig. 21-5 las propiedadesfísicas de varios solventes usados en el tratamiento del gas agrio.

Existe una nueva familia de solventes que tiene su base en aminas y se denominansolventes formulados. Su popularidad se debe a que permiten ahorros en tamaños deequipos y en energía sobre casi todas las otras aminas. Las ventajas de la MDEA sonválidas para estos solventes reformulados y normalmente estos la superan. Lamayoría 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 gasácido 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/SPECTM

- Huntsman = TEXTREATTM

- Union Carbide Corporation = UCARSOLTM

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 tantono hay garantías de proceso incluidas. Algunos proveedores ofrecen servicios gratistales como simulación de procesos en el sitio del servicio técnico, análisis desolventes, etc.

Otros solventes químicos diferentes a las aminas se han desarrollado para laremoción de gases ácidos al gas natural. Uno de estos químicos es el carbonato depotasio K2CO3, que es una sal alcalina y se usa en aplicaciones en las cuales seremueve principalmente CO2. El carbonato de potasio reacciona con ambos gasesácidos y el proceso puede ser operado a temperaturas mas altas de la absorbedoraque 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 ypor tanto es menos costosa su operación que los procesos con aminas. Sin embargo,si la relación H2S/CO2 no es bastante baja, se dificulta la remoción de H2S y podercumplir con la especificación de calidad como gas de venta. Por lo tanto es unproceso bastante atractivo para gas natural con alto contenido de CO2. La químicadel proceso ha sido mejorada con la adición de catalizadores y es licenciado convarios nombres como Benfield de UOP, Catacarb de Eickmeier o FLEXSORB HPde Exxon.

5.6 Comparación de Solventes Químicos para Endulzamiento

En la Tabla 5-1 a continuación, se presenta un resumen de algunos parámetros decomparación para diferentes solventes químicos usados en endulzamiento de gasnatural. Los datos se obtuvieron en forma teórica para una planta que procesa 50MMscfd de gas agrio con un contenido de gas ácido (H2S + CO2) de 12 % vol.

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TABLA 5-1COMPARACIÓN PROCESOS DE ABSORCIÓN/DESORCIÓN CON

SOLVENTES QUÍMICOS DE ENDULZAMIENTO

Solvente% pesosolucióncon agua

Rata deCirculación

gpm

Carga molarmoles gasácido/molsolvente

scf gasácido remo-vido/gal de

solución

Vapor de Despojo

MEA 18 1475 0.30 2.82 1.2 106,200DGA 60 870 0.25 4.80 1.5 78,300DEA 25 865 0.62 4.82 1.1 57,090

DEA (SNPA) 25 485 1.10 8.56 1.1 32,000MDEA 35 865 0.50 4.82 1.0 51,900K2CO3 30 1550 0.30 2.69 0.5 45,500

Para MEA y DEA las velocidades de reacción con H2S y CO2 son altas. La MEA,DEA y MDEA compiten con alguna favorabilidad de la MDEA. La reacción de laMDEA con H2S es mas lenta que con CO2.

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 puedenestimar con las siguientes fórmulas generales para aminas:

Circ. (US gpm) =)peso%A**ML(

AG%*Q*PM*219.0)amina(

)amina(

γEc. 5-1

Remoción de gas ácido = )amina(

)amina(

PMpeso%A**ML*72.31 γ Ec. 5-2

En la Fig. 21-5 del GPSA se encuentra el peso molecular de las aminas. El pesomolecular del K2CO3 es 138.21 lb/lbmol. En la Fig. 21-8 se encuentra la gravedadespecífica para diferentes soluciones de amina. La gravedad específica parasoluciones de K2CO3 se puede estimar con un 2 % de error de la fórmula siguiente:

γ(K2CO3) = 1.0 + (% peso K2CO3/100) 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 gasácido de 8.19 % mol de CO2, se alimenta a una absorbedora a 120 ºF y 1,000 psia,para retirarle el CO2 con un solvente químico. Los solventes a considerar sonMDEA y K2CO3.

Determinar la rata de circulación y la remoción de gas ácido de cada uno de estossolventes, si las concentraciones son 35 y 30 % peso respectivamente, y las cargasmolares 0.5 y 0.3 moles de gas ácido/mol de solvente.

Estimar el diámetro interno de la absorbedora con la ecuación de velocidad verticalterminal si K = 0.13.



ρ(gas) = RTZPM*P =

8706.0*580*73.1006.21*000,1 = 3.89 lb/ft3

De Fig. 5-2 (@ 35 % peso de MDEA), γ (MDEA) = 1.035 = )agua(

)MDEA(

ρρ

ρ(agua) = 62.4 lb/ft3

ρ(MDEA) = 1.035 * 62.4 = 64.58 lb/ft3

De Ec. 5-3, γ(K2CO3) = 1.0 + (% peso K2CO3/100) = 1.0 + 30/100 = 1.30

De Fig. 21-5 (GPSA), PM(MDEA) = 119.16 lb/lbmol

De pág. Anterior, PM(K2CO3) = 138.21 lb/lbmol

De Ec. 5-1, Circ. (US gpm) =)peso%A**ML(


)amina(

γ

Para MDEA, Circ. (US gpm) =35*035.1*5.0

19.8*56*16.119*219.0 = 661 gpm

Para K2CO3, Circ. (US gpm) =30*30.1*3.0

19.8*56*21.138*219.0 = 1,187 gpm

5 - 20


1.035

35

5 - 21

De Ec. 5-2, Remoción de gas ácido = )amina(

)amina(

PMpeso%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 K2CO3, 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 K2CO3

Calcular diámetro para absorbedora de MDEA:

De Ec. 2-11, Vt = Kg

gL

ρρ−ρ = 0.13

89.389.358.64 − = 0.514 ft/s

De ecuación de diámetro, d = tV*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 estimativosgruesos de los principales parámetros, para facilidades convencionales detratamiento con las aminas MEA y DEA, cuando están presentes el H2S y el CO2 enel 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 deDEA):

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 larata de circulación de solvente requerida. No debe usarse si la concentracióncombinada de H2S y CO2 es mayor que 5.0 % mol. También están limitadas a unaconcentración de amina máxima de 30 % peso.

Una vez se ha estimado la circulación de amina, el calor al reherbidor y losrequerimientos de intercambio de calor se pueden estimar con la información de laTabla 5-2. Los requerimientos de potencia en bombas y enfriadores con aire, seestiman de la Tabla 5-3. La Fig. 5-3 se usa para estimar el diámetro de laabsorbedora, y la Tabla 5-4 para las dimensiones principales de otras vasijas en unaplanta de aminas.

TABLA 5-2ESTIMATIVOS DE REQUERIMIENTOS DE INTERCAMBIO DE CALOR

Duty , Btu/hQ

Área, ft2

ARehervidor ( Fuego directo) 72,000*gpm 11.30*gpmHEX Amina rica/pobre 45,000*gpm 11.25*gpmEnfriador de amina con aire 15,000*gpm 10.20*gpmCondensador de reflujo 30,000*gpm 5.20*gpm

TABLA 5-3ESTIMATIVOS DE REQUERIMIENTOS DE POTENCIA BOMBAS Y

ENFRIADORES CON AIRE

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

FIGURA 5-3CAPACIDAD DE LA ABSORBEDORA

3

850

5 - 24

TABLA 5-4DIMENSIONES VASIJAS PROCESO DE AMINA

( pulgadas )

Rata Circu- Diámetro Tanque Intermedio Acumulador de Reflujo Tambor Flash Filtro de Carbónlación 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 H2S y2.8 % mol de CO2, se va a endulzar usando una solución de DEA al 20 % peso.Calcular la rata de circulación requerida de amina y los principales parámetros dediseño 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 laTabla 5-2:

Rehervidor tipo horno de fuego directo,

Q = 72,000 * 23 = 1.66 * 106 Btu/h

A = 11.3 * 23 = 260 ft2

Intercambiador de amina rica/pobre:

Q = 45,000 * 23 = 1.04 * 106 Btu/h

A = 11.25 * 23 = 259 ft2

5 - 25

Enfriador de amina:

Q = 15,000 * 23 = 0.345 * 106 Btu/h

A = 10.2 * 23 = 235 ft2

Condensador de reflujo:

Q = 30,000 * 23 = 0.69 * 106 Btu/h

A = 5.2 * 23 = 120 ft2

Calcular requerimientos de potencia para bombas y enfriadores con aire con Tabla5-3:

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 laabsorbedora:

Diámetro de la absorbedora = 16”

5.8 Solventes Físicos

Los solventes físicos no reaccionan químicamente con los gases ácidos, pero tienenuna alta capacidad física absortiva.

La cantidad de gas ácido absorbido es proporcional a la presión parcial del soluto, yno hay un límite superior evidente debido a saturación, como en el caso de lossolventes químicos. Los solventes físicos de absorción tienen la ventaja de que seregeneran por separación con reducción de presión, y por lo tanto no requieren demucho calor en la columna despojadora. Esto hace que los solventes físicos seanmuy útiles en procesos gruesos de remoción de gas ácido, seguidos por una limpiezafinal usando un solvente químico si H2S está presente.

Con los solventes físicos es difícil alcanzar especificaciones estrictas para H2S ytienen 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 enuna solución acuosa. Tienen la ventaja de que reaccionan químicamente con losgases ácidos, con lo cual aseguran altos niveles de remoción de H2S, así como altascargas de gases ácidos cuando la presión parcial es alta. Adicionalmente, el solventefísico en solución remueve más de los compuestos de azufre menos reactivos comoson COS, CS2 y RSH (mercaptano). Otras ventajas son la economía de calor, bajaspérdidas debido a baja presión de vapor y baja rata de corrosión. Una desventaja delos solventes mezclados es el hecho de que el componente solvente físico absorbehidrocarburos pesados del gas, algunos de los cuales se van con la corriente de gasácido 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 H2S, CO2, COS, CS2, mercaptanos ypolisulfuros al gas natural. Es una mezcla del solvente físico Sulfolane, agua yuno de los solventes químicos DIPA (Sulfinol D) o MDEA (Sulfinol M).

Este proceso es económicamente atractivo para tratamiento de gases con altapresión parcial de gases ácidos y es muy bueno para gases pobres muy agrios. Sise desea, el Sulfinol M deja pasar el CO2.

- Exxon = Flexsorb PS

- UOP = Hi Pure

Este proceso es una combinación del proceso convencional con carbonato depotasio Benfield y el proceso con alcanolamina. La corriente de gas se poneprimero en contacto con carbonato de calcio siguiendo luego una absorción con

5 - 28

amina. Con este proceso se pueden lograr concentraciones de salida para CO2tan bajas como 30 ppmv y de H2S de 1 ppmv.

5.10 Procesos de Endulzamiento Secos

Aunque el endulzamiento de los gases agrios se hace predominantemente consolventes regenerativos, hay algunos procesos secos que se usan para este propósitocomo son:

- Iron Sponge

El proceso Iron Sponge utiliza viruta de madera impregnada con una formahidratada de óxido de hierro. El material se coloca dentro de una torre sobre elcual fluye el gas agrio. El H2S reacciona con el óxido de hierro para formarsulfuro de hierro hasta que se consume todo el óxido de hierro. Normalmentecuando esto sucede, se saca de servicio la torre y se cambia el material gastadoel cual debe ser dispuesto en forma adecuada. Un diagrama típico de esteproceso se ilustra en la Fig. 5-4.

- Sulfa Treat

Recientemente se ha introducido al mercado un producto seco granular con baseen óxido de hierro cuya marca es Sulfa Treat. El producto se coloca dentro deuna torre como se ilustra en la Fig. 5-5, a través del cual fluye el gas agrio. Lavelocidad superficial de la corriente de gas no debe ser mayor de 10 ft/min y latemperatura debe estar entre 70 y 100 ºF. El gas debe estar saturado con agua alas condiciones de presión y temperatura de la torre. Sulfa Treat tiene unaestructura molecular diferente a la del Iron Sponge. Al reaccionar con H2S omercaptanos, se forma pirita de hierro la cual no es pirofórica. La carga secambia cuando se consume. El proceso puede ser continuo cuando se usa unsistema de dos torres.

5 - 29

FIGURA 5-4

FIGURA 5-5

Sour GasInlet

Treated GasOutlet

WaterRegeneration Stream

Regeneration Stream

Air

Tower # 1 Tower # 2

Drain Drain

Rev

ivifi

catio

n Ai

r

THE IRON SPONGE HIDROGEN SULPHIDE REMOVAL PROCESS

TYPICAL SULFATREAT TOWER

Sour Gas In

Separator

Sulfatreat

Loading Manway

Drain

Sour Gas In

Clean OutManway

Filter Foam40 Mesh Grid4 Mesh GridPermanent 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 pocasppm de H2S, un proceso de endulzamiento simple tiene ventajas económicas sobrelos procesos típicos descritos anteriormente. Este proceso limpia el gas agrioquitándole el H2S consumiéndose el solvente químico del proceso. Por lo tanto esnecesario reemplazar el químico periódicamente y disponer en forma segura losproductos de la reacción que contienen el azufre. En la Tabla 5-5 se presenta unresumen de los solventes más comunes usados para este propósito. El procesoconsiste de una torre que contiene la solución química a través de la cual se haceburbujear el gas agrio.

TABLA 5-5RESUMEN DE PROCESOS DE H2S NO REGENERATIVOS

Nombre deMarca

QuímicoBase

Método deAplicación

Método deDisposición Problemas

Scavinox Formaldehido 60 % enmetanol

Pozo profundo Olorrepugnante

Chemsweet ZnO Masa con agua Material derelleno

Disposición

Slurrisweet Fe2O3 Masa con agua Material derelleno

Disposición

Sulfa-Check NaNO2 Solución conagua

Material derelleno

Disposición

Sulfa-Scrub Triazina Químico entorre o tubería

Pozo profundo Alto costo

El proceso Sulfa-Scrub es el desarrollo más reciente. El químico usado en esteproceso es triazina la cual reacciona con H2S pero no con CO2. El producto finalpuede inhibir corrosión y es soluble en agua; por lo tanto, su disposición puedehacerse adicionándolo simplemente a un sistema de disposición de agua.

5 - 31

NOMENCLATURA

A = área para intercambio de calor, ft2

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


Q = rata estándar de flujo de gas, MMscfd ; cantidad de calor “duty”, Btu/h

R = constante universal de los gases, 10.73 psia ft3/ºR lbmol

T = temperatura del sistema, ºR

Vt = 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


ρ = densidad, lb/ft3

6.0 SEPARACIÓN DE LÍQUIDOS RECUPERADOS DEL GASNATURAL

6 - 2

6.0 SEPARACIÓN DE LÍQUIDOS RECUPERADOS DEL GASNATURAL

6.1 Introducción

Los líquidos recuperados del gas natural (NGL), forman una mezclamulticomponente la cual se separa en fracciones de compuestos individuales omezclados, mediante una operación de fraccionamiento. Se le llama destilación alproceso mediante el cual se logra realizar la operación de fraccionamiento. En formageneral cuando el gas natural de producción tiene 1.3 % mol de propano, puede sereconómico recuperar gases licuados del petróleo (GLP). Cuando el porcentaje esinferior a dicho valor, debe hacerse un análisis de alternativas minucioso antes deinstalar 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 cumplacon las especificaciones para venta. Por lo tanto, el propósito del fraccionamiento esobtener de una mezcla de hidrocarburos líquidos, ciertas fracciones que comoproductos deben cumplir especificaciones como las mostradas en las Figs. 2-1, 2-2 y2-3 del GPSA. Para separar una corriente líquida de hidrocarburos en variasfracciones, se requiere una torre de destilación por fracción. De otra forma, si lo quese quiere es estabilizar la corriente del hidrocarburo condensado recolectado en elseparador de entrada a la planta, para recuperar las fracciones de pentano y máspesadas (C5

+), se utiliza una torre estabilizadora en la cual se separan las fraccionesde 5 hidrocarburos y más pesados, los cuales salen por el fondo y las fracciones de 4hidrocarburos y más livianos (C4

-), las cuales salen por la cima. Generalmente estafracción de cima de butano y más livianos, se consume dentro de la misma plantacomo gas combustible. El producto de fondo se vende como un condensadoestabilizado, al cual se le controla en la torre la presión de vapor Reid (RVP), con lacual se determina el tipo de tanque de almacenamiento requerido (Para gasolina

6 - 3

natural 10–34 RVP, se recomiendan tanques esféricos, cilíndricos horizontales overticales con domo; para gasolina 5-14 RVP tanques con techo flotante o de techofijo con venteo). En la Fig. 6-1 se ilustra una instalación típica para estabilización decondensado.

El número total de columnas de destilación depende de la composición del alimentoy del número de productos a ser recuperado. En un sistema en el cual se recuperaetano, GLP (mezcla de C3’s y C4’s) y el balance como C5

+, se requiere un mínimode 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 C5

+.

En la Fig. 6-2 se muestra un tren de fraccionamiento usado para producir tresproductos. La corriente de alimento contiene mucho etano para ser incluido en losproductos; por eso, la primera columna es una deetanizadora. La corriente de cimade la deetanizadora se recicla a la planta de procesamiento aguas arriba, o se envía alsistema de gas combustible. El producto de fondo de dicha columna, es la carga a lasegunda columna llamada depropanizadora; en la cual se obtiene como producto decima, propano en especificaciones. El producto de fondo es una mezcla de C4’s ygasolina que va a la tercera columna. Esta es una debutanizadora, en la cual seseparan los productos butano y gasolina. Esta separación es controlada por lalimitación de presión de vapor en la gasolina. El butano producto se puede vendercomo 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 dereflujo 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, elalimento 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 dealimento, es la carga líquida a la torre. El rehervidor es el punto de control para lapureza del producto de fondo. La composición de cima es función de las unidades deproceso aguas arriba. Esta es una aproximación económica para obtener un soloproducto, pero la eficiencia de separación está limitada. Una mejor recuperación ouna separación más fina, se logra adicionando un condensador de reflujo y unasección de rectificación.

6 - 4

FIGURA 6-1

FIGURA 6-2FRACTIONATION TRAIN

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6 - 6

FIGURA 6-3

7.0 SIMULACIÓN DE PROCESOS

7 - 2

7.0 SIMULACIÓN DE PROCESOS

7.1 Introducción

El propósito de este capítulo es dar las guías necesarias para construir casos desimulación de procesos mediante el programa de computador HYSYS (16) versiónHYSYS.Process Ver 3.1. No se trata de un curso para dar a conocer en formadetallada la herramienta, sino de desarrollar ejemplos en forma aplicada, que cubrenlos temas tratados en los capítulos anteriores.

De esta forma se espera que con ayuda de esta herramienta, se pueda lograr un mejorentendimiento de las diferentes operaciones unitarias que en forma conjunta ymediante un determinado arreglo, llegan a representar un proceso específico comoes el tratamiento del gas natural.

Dado que el programa de simulación es en el idioma inglés, se utilizarán lostérminos 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 primerpaso es seleccionar un nuevo caso “New Case”, haciendo click donde indica laflecha.

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 enellas, el usuario puede conformar su propio conjunto. En este curso se usarán lasunidades 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 deunidades 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 pantallapermite crear y manipular cualquier paquete de fluido. HYSYS usa el concepto depaquete propietario de fluido “Property Package”, en el cual está contenida toda lainformación necesaria para hacer cálculos de propiedades físicas y de equilibriosflash. 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 seleccionarun paquete de propiedades. El siguiente paso es seleccionar “EOSs” para escogeruna ecuación de estado. El modelo recomendado para aplicaciones en procesamientode gas natural que contiene agua es el de Peng Robinson. En la Fig. 7-1 se presentaun diagrama de flujo el cual puede utilizarse para seleccionar un paquete depropiedades, según sea la substancia a procesar. Todos los casos que se desarrollanen este capítulo utilizan el modelo “Peng Robinson”; por lo tanto, el siguiente pasoes seleccionar “Peng Robinson”.

DIAGRAMA DE FLUJO PARA SELECCIÓN DE UN MODELO TERMODINÁMICO

Peng Robinson

Tiene bastante H2 ? P < 1,000 psia ?

Es agua pura ? ASTM 1967 Steam Package P < 10 atm ? Grayson-Streed

Aplican las restricciones Peng RobinsonEs agua agria ? de Chao-Seader ? (SRK, PRSV, Chao, Grayson)

( H2O, CO2, H2S, NH3 + Sour PR o Sour SRK

hidrocarburos)Peng Robinson(SRK, PRSV)

Es gas natural + AminesEndulzamiento ? Package P < 100 mm Hg ? Presión de Vapor

Presión de VaporEs gas natural + Peng (PR, SRK, PRSV)

Agua ? Robinson

Tiene aceite ?

P < 10 atm ?Tiene compuestos

polares ?

Aplican las restricciones Peng Robinsonde Chao-Seader ? (SRK, PRSV, Chao, Grayson)

Peng Robinson(SRK, PRSV)

Modelos de Actividad

FIGURA 7-1

Si

Si

Si

No

Si

No

No

Si

NoSi

No

Si

No

Si

No

Si

NoNo

NoSi

No

Si

Si

No

B

A

Si

NoCerca de Pto. Crítico ?

PRSV, Modelo Actividadcon RK-Fase Vapor Ideal

No

SiPRSV

Fase Líquida Fase Vapor

División Fases ? Dimerización Fase Vapor ?

Wilson, Uniquac,NRTL, Margules,

Van Laar

Ley deGas Ideal

No No

Virial

SiUniquac, NRTL,

Margules,Van Laar

SiRestricciones 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 loscomponentes. Se van a seleccionar los siguientes componentes: H2O, N2, CO2, H2S,C1, C2, C3, iC4, nC4, iC5, nC5, C6 y C7. Hacer click en la pestaña “Components”,seleccionar “Component List - 1”, hacer click en el botón “View...” y aparece lavista 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” escribirN2 y dar “Enter”, en “Match” escribir CO2 y dar “Enter”, en “Match” escribir H2Sy 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 botónderecho 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 demateria 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 deenergía tienen solamente un parámetro, flujo de calor. Se usan para representar elduty suministrado o retirado en una operación unitaria.

Siempre que se desee se puede maximizar la vista del PFD haciendo click en elcuadro de la esquina superior derecha

Siempre que se desee agrandar el dibujo al tamaño de la pantalla, hacer click enel 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 botónderecho del “mouse” la flecha azul “Material Stream” y arrastrarla soltándolasolamente en el “PFD”.

2. Aparece en el “PFD” una flecha azul que indica la corriente 1, hacer doble clicksobre la flecha azul para que se despliegue la vista de propiedades de lacorriente.

3. Seleccionar el cajón de la parte superior donde está el 1, escribir “Gas de

Zoom All

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Producción” y dar “enter” .

4. Hacer doble click en el cajón “Molar Flow” para empezar a suministrar lacomposición molar del gas.

Los campos que aparecen en color azul se utilizan para los datos de entrada, loscampos que aparecen en color negro son datos calculados y no se pueden

cambiar.

5. Entrar la siguiente composición: H2O = 0.0000, N2 = 0.0094, CO2 = 0.0562,H2S = 0.0187, C1 = 0.7114, C2 = 0.0654, C3 = 0.0328, iC4 = 0.0169, nC4 =0.0084, iC5 = 0.0478, nC5 = 0.0095, nC6 = 0.0169 y nC7 = 0.0066.

6. Presionar el botón “OK” cuando todas las fracciones molares hayan sidoentradas.

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 Py T. La corriente se encuentra en fase de vapor “Vapour/Phase Fraction = 1.000”.

A. Cálculo Flash B. Temperatura de Rocío

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9. Para calcular la temperatura de rocío de dicha corriente de gas, borrar latemperatura 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 orocío 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 rocíocomo hidrocarburo, pues la composición del gas es en base seca (no contieneagua). Más adelante se verá cómo saturar el gas con agua utilizando elsimulador.

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 deprocesamiento de gas.

Ejemplo 7-1

Un flujo de 60 MMscfd de gas de producción saturado con agua a 966.8 psia y 178ºF sale del separador de una estación de recolección y llega al separador de entrada ala 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 lascalculadas por el simulador.

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1. Abrir el caso Ejemplo 7-1.hsc. Del menú seleccionar “File”, “Open”, “Case” ycargar 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 H2O,hacer click en “Normalize” y luego en “OK”.

3. Entrar los valores de temperatura y presión de 178 ºF y 966.8 psiarespectivamente. Hacer click en “X” para cerrar la vista de propiedades de lacorriente.

4. Adicionar la Operación “Balance”, seleccionando con el botón derecho del“mouse” el botón del “Object Palette” que se indica a continuación, arrastrarlo ysoltarlo en el PFD:

Balance

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5. Una vez en el PFD, hacer doble click en la operación “Balance” para desplegarla vista de los datos de entrada. En la pestaña “Connections” entrar lainformación 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 lapestaña “Work Sheet”, buscar la corriente “Gas de Producción con Agua” yespecificar temperatura 178 ºF y presión 966.8 psia. Hacer click en “X” pararegresar 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” ymanualmente empezar a dar valores hasta que la corriente “Gas de Produccióncon Agua” muestre algo de agua libre (“Vapour Fraction” = 0.9999). Iniciandocon 1,000 lb/h la fracción de vapor es 1.0000, para 1,115 lb/h es 0.9999, para1,114 lb/h es 1.0000, luego dejar este valor. Se ha determinado que con 1,114lb/h de agua el gas se satura, y esta es la composición del gas en equilibrio conagua que sale de la estación de recolección.

9. Para regresar al PFD, hacer click en la parte superior sobre el botóncorrespondiente:

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 dela 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 ysoltarlo en el PFD:

12. Una vez en el PFD, hacer doble click en el cajón de la operación “PipeSegment” 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 acontinuación:

- Inlet = “Gas de Producción con Agua”- Outlet = “Gas de Llegada”- Energy = “EP-100”

Pipe Segment

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13. Señalar “Parameters” y seleccionar la correlación de Beggs and Brill para flujoen dos fases.

14. Ir a la pestaña “Rating” señalar “Sizing”, hacer click en “Append Segment” yentrar 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.


17. Adicionar la operación “Separator”, seleccionando con el botón derecho del“mouse” el botón del “Object Palette” que se indica a continuación, arrastrarlo ysoltarlo en el PFD:

18. Una vez en el PFD hacer click con el botón derecho del mouse para cambiar laapariencia del separador de vertical a horizontal, seleccionar Change Icon... yescoger la figura correspondiente a separador horizontal, hacer click sobre elbotón OK, nuevamente en el PFD hacer doble click sobre la figura de laoperación “Separator” para desplegar la vista de los datos de entrada. En lapestaña “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.


20. Comparar las dimensiones del separador calculado en el Ejemplo 2-2 con lascalculadas por el simulador:

Separator

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- En la barra de menús hacer click en “Tools”, “Utilities”. Marcar “VesselSizing” y hacer click en “Add Utility”.

- En “Connection” entrar la siguiente información: Name = Separador deEntrada, hacer click en “Select Separator...” y en “Object” marcar “V-100” yhacer click en “OK”, marcar la opción “Horizontal”.

- Señalar “Sizing”, en “Available Specifications” marcar “DemisterThickness” y hacer click en “Add Spec”. En “Active Specifications” entrarlos siguientes valores: L/D Ratio = 5.9, Liq. Res. Time = 000:15:0.00,Demister Thickn = 6 in.

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- Señalar “Construction” y entrar los siguientes valores: Material Type =Carbon Steel, Shell Thickness = 2.25 in, Corrosion Allowance = 0.0625 in,Efficency of Joints = 0.85.

- Señalar la pestaña “Performance” y comparar los resultados con loscalculados por el método manual en el Ejemplo 2-2:

29.5 ft

Resultados Ejemplo 2-2

5.9

5.0 ft

HHLL = 3.0 ftHLLL = 10” (0.83 ft)

7 - 18

- Hacer click en “X” y nuevamente en “X” en la ventana “Available Utilities”para regresar al PFD.


Como puede observarse al comparar los resultados; el método manual comparabien con los cálculos del simulador de proceso. Es necesario tener en cuenta queestos separadores deben diseñarse en forma generosa para evitar problemasoperacionales 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 deentrada a una planta de procesamiento de gas, del cual succiona el compresor decarga.

Ejemplo 7-2

Una corriente de “Gas de Producción” de 55.0 MMscfd (6,039 lbmol/h) en su puntode rocío (171 ºF y 50 psia) tiene la composición molar que se muestra mas adelanteen el Paso 5; la cual está en base seca, por lo tanto debe saturarse con agua. Antes deentrar al separador de la planta de gas que está ubicada a 9 Kms de la estación derecolección, la mezcla que llega se enfría a 95 ºF. La tubería que transporta el gas esde 30” de diámetro externo y 0.5” de espesor. Calcular las corrientes “Gas”,

Hvd = 2.0 ft

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“Condensado” y “Agua” para diseñar el separador trifásico vertical del EjercicioT-1.

1. Abrir el caso Ejemplo 7-1.hsc y salvarlo como Ejemplo 7-2.hsc. Hacer clicksobre 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 clicken 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 suscondiciones 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 C8, C9 y C10, para lo cual se requiere hacerclick en la barra de botones de la parte superior sobre el correspondiente al“Enter Basis Environment”:

4. Hacer click en “View”, seleccionar los componentes C8, C9 y C10 y dar “Enter”,click en “X” y nuevamente en “Return to Simulation Environment ...”. Saleuna ventana preguntando si desea dejar el caso en “...HOLDING mode...”, hacer

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click en “NO” para retornar al PFD. Agrandar la ventana del PFD al tamaño dela pantalla haciendo click en el botón Zoom All.

5. Editar la corriente “Gas de Producción” haciendo doble click sobre ella, hacerdoble click sobre el campo “Molar Flow” y entrar la siguiente composición:H2O = 0.0000, N2 = 0.0068, CO2 = 0.0362, H2S = 0.0000, C1 = 0.5510, C2 =0.1219, C3 = 0.0879, iC4 = 0.0256, nC4 = 0.0394, iC5 = 0.0252, nC5 =0.0220, nC6 = 0.0343, nC7 = 0.0240, nC8 = 0.0169, nC9 = 0.0058 y nC10 =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 deProducción con Agua”, columnas 2 y 3 respectivamente, temperatura 171 ºF ypresión 50 psia. En la corriente “Agua de Producción” para el campo “MassFlow” entrar 15,371 lb/h. Con esta cantidad de agua el gas queda saturado ypara verificarlo, entrar un valor de 15,372 lb/h y observar que en la columna 3para el campo “Vapour Fraction” aparece un valor de 0.9999. Esto indica queaparece agua libre en la corriente “Gas de Producción con Agua”. Regresar alvalor de 15,371 lb/h.

9. En la barra de botones hacer click en el correspondiente al “PFD” y maximizarla ventana.

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(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, enla barra de botones hacer click en el correspondiente a “Solver Holding”.

11. Hacer doble click en la corriente “Gas de Llegada”, señalar el cajón “StreamName” y cambiar el nombre por “Gas 01”, cerrar la ventana. Hacer doble clicksobre 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” yentrar 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 “SolverActive”.

12. Adicionar la operación “Cooler”, seleccionando con el botón derecho del“mouse” el botón del “Object Palette” que se indica a continuación, arrastrarlo ysoltarlo en el PFD.

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13. Hacer doble click sobre la figura “Cooler” para editarlo e ingresar la siguienteinformación: 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 de95 ºF. Hacer click en “X”.

15. Adicionar la operación “3-Phase Separator”, seleccionando con el botón derechodel “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 dehorizontal a vertical haciendo click con el botón derecho del “mouse” sobre lafigura del separador trifásico “V-100”, seleccionar “Change Icon”, escoger lafigura vertical y hacer click en “OK”.

17. Hacer doble click sobre la figura del separador trifásico “V-100” y entrar lasiguiente información: Inlets = Gas de Llegada, Vapour = Gas, Light Liquid =Condensado, Heavy Liquid = Agua. Hacer click en “X”.


18. Editar las corrientes “Gas”, “Condensado” y “Agua”, haciendo doble click sobrecada una de ellas. En la pestaña “Worksheet” señalando “Conditions” seencuentran las condiciones y flujos de las corrientes y señalando “Properties”, seencuentran todas las propiedades.

Cooler

3-Phase Separator

7 - 23

De esta manera, se pueden observar resultados como los siguientes para lacorriente “Gas”, los cuales servirán como información para calcular lasdimensiones 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 (enequilibrio) para saturar el gas. Como se vio en los Ejemplos 7-1 y 7-2, con elsimulador se puede estimar dicho contenido.

A continuación se presentan dos ejemplos de cálculo del contenido de agua para gasque contiene CO2 y H2S.

Ejemplo 7-3

Determinar el contenido de agua para saturar una mezcla 80% CH4 - 20% CO2 a 160ºF 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 adicionarH2O, CO2, H2S, y C1, ir al ambiente de simulación y maximizar la vista delPFD.

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 lapestaña “Variables”, marcar “Field”, hacer click sobre “Clone”, en el campo“Unit Set Name” ingresar “Usuario 01”. En el cuadro “Display Units” ir alcampo “Flow” y en la parte superior de la ventana donde aparece en letrasnegras “lbmole/hr”, hacer click y seleccionar “MMSCFH”. Hacer click sobre“Save Preference Set...” y en la ventana que se abre escribir en el campo paranombre de archivo “Usuario 01”, seleccionar o crear una carpeta para guardar elconjunto de unidades (puede ser la misma en la que se guardan los casos), hacerclick sobre “Guardar” y en la ventana de unidades hacer click sobre “X”.

4. Seleccionar una corriente de materia “Material Stream” del “Object Palette” ycolocarla 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 siguientecomposición: H2O = 0.00, CO2 = 0.20, H2S = 0.00, C1 = 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: StreamName = Agua, Temperature = 160 ºF, Pressure = 2000 psia. En el campo “MolalFlow” hacer doble click e ingresar H2O = 1, normalizar, hacer click en “OK” yregresar 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 ala pestaña “Parameters” y en el cuadro “Balance Type” marcar “Mole”, ir a la

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pestaña “Worksheet”, buscar la corriente “Gas Saturado” e ingresar temperatura160 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 saturarcon agua la corriente “Gas Saturado”.

9. La corriente está saturada, cuando se observa en el “Workbook” para lacorriente “Gas Saturado”, que en el campo “Vapour Fraction” hay un cambio de1.0000 a 0.9999.


Para asegurarse que el gas siempre está saturado con agua, puede instalarse unseparador y observar cuándo aparece en la corriente líquida de fondo, un valorligeramente 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 lasiguiente 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 elcampo “Mass Flow”, empezar a ingresar valores hasta que los datos de flujo dela corriente “Agua Libre”, cambien de 0.0000 a un valor ligeramente superior.En dicho valor se satura con agua la corriente “Gas Saturado”.


A continuación se muestra el PFD y los resultados obtenidos.

Con qué cantidad de agua se satura el gas? lb/h

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Como puede observarse, el contenido de agua requerido para saturar el gas es 210.7lb/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% molde CH4, 15% mol de H2S y 40% mol de CO2, a 100 °F y 2,000 psia. Comparar conel 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 elvalor de temperatura a 100 ºF, cambiar la composición molar por: H2O = 0.00,CO2 = 0.40, H2S = 0.15 y CH4 = 0.45, hacer click en “OK” y en “X”.

4. Ir al “Workbook” y cambiar los valores de temperatura a 100 ºF, en lascorrientes “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 ligeramentemayor 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 elcalculado por los métodos manuales.

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Generalmente el contenido de agua para gases agrios, que se predice con lossimuladores de proceso es razonablemente bueno hasta 800 psig; por encima dedicho valor, los modelos de estado en simuladores comerciales sobrepredicensustancialmente dicho contenido. Por lo tanto es necesario ser muy cuidadososcuando se está diseñando un sistema de deshidratación con glicol, porque si sesobreestima el contenido de agua saturada del gas a la especificación de punto derocío, se puede llegar a un diseño con el cual no se alcanza la remoción de aguarequerida.

7.6 Cálculo de Condiciones para Formación de Hidrato

Con Hysys se pueden calcular en forma segura la temperatura (o la presión) deformación de hidrato, para un amplio rango de composiciones de gas a variastemperaturas y presiones.

Los modelos de predicción se basan en principios termodinámicos y ecuaciones deestado para generar las propiedades en los cálculos de condiciones de equilibrio.Estos modelos aplican a condiciones extremas de operación, con mucho mayorgrado de confiabilidad que los métodos empíricos o las cartas.

EJEMPLO 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: N2 = 0.094, CO2= 0.002, C1 = 0.784, C2 = 0.060, C3 = 0.036, IC4 = 0.005, NC4 = 0.019. Compararcon 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 N2, CO2, C1, C2, C3, iC4 y nC4. Seleccionar el conjunto de unidades“Field” para lo cual ir en el menú a “Tools”, “Preferences”, pestaña “Variables”,

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marcar “Field” y hacer click en “X” para regresar al ambiente de simulación(PFD).


3. Adicionar y editar una corriente, llamarla “Gas” e ingresar la composición molarindicada arriba, 300 psia, 50 ºF y 100 lbmol/h. Regresar al PFD.

4. En la barra de menús, seleccionar “Tools”, “Utilities”, “Hydrate FormationUtility” y hacer click en “Add Utility”, de nuevo en “Select Stream”. En lacolumna “Object” seleccionar la corriente “Gas” y hacer click en “OK”. Ir a lapestaña “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 es320 psia. A las condiciones que está el gas, no se formará hidrato porque lapresión de operación es 300 psia.

5. Regresar al PFD.


Ejemplo 7-6

El siguiente gas, C1 = 0.9267, C2 = 0.0529, C3 = 0.0138, iC4 = 0.0018, nC4 = 0.0034

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y nC5 = 0.0014, está a 3,500 psia y 150 °F. Cuales serán las condiciones de hidratocuando 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 y150 ºF respectivamente, hasta diferentes presiones finales (300, 400, 500, 600, y700 psia) y graficar presión vs. temperatura final.

♦ Estimar presión de formación de hidrato para varias temperaturas (40, 45, 50, 55y 60 °F) para el gas de la composición dada.

Cálculos Flash

1. Abrir un nuevo caso, seleccionar la EOS de Peng Robinson e ingresar loscomponentes C1 a nC4 y nC5, seleccionar el conjunto de unidades “Field” yregresar al ambiente de simulación (PFD).

2. Adicionar una corriente de materia, editarla e ingresar 150 ºF, 3,500 psia, lacomposición 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

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caída de presión adiabática (a entalpía constante), editarla e ingresar la siguienteinformación: Inlet = 1, Outlet = 2, regresar al PFD.

4. Editar la corriente “2” e ingresar una presión de 300 psia, regresar al PFD.


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 lacolumna “Variable” señalar “Temperature” y hacer click en “OK”, hacer clicken “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” darel 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”.


7. En el PFD editar la corriente “2” e ingresar una presión de 400 psia, regresar alPFD. En la barra de menús ir a “Tools”, “Databook”, y en la pestaña “DataRecorder” hacer click en “Record...”, en “Name for New State” ingresar “2”,hacer click en “OK”. Con el mouse mover la ventana “Data Book” hacia laderecha, ir al PFD, editar la corriente “2” y mover dicha ventana hacia laizquierda.

8. Con el mouse hacer click sobre la celda “Pressure” de la ventana “2” y entrar unvalor de 500 psia, hacer click en el botón “Record...” de la ventana “DataBook”, en “Name for New State” ingresar “3”, hacer click en “OK”. Repetir elprocedimiento del párrafo anterior para las presiones 600 y 700 psia, ingresandoen “Name for New State” los valores “4” y “5”, respectivamente. Cuando seingrese el último valor “700” psia, antes de hacer click en “X”, se pueden ver losdatos tabulados de temperatura y presión para la corriente “2”, haciendo click en“View...” y seleccionando el radio-botón “Table”, regresar al PFD. Con estainformación se construye la curva “Flash” P vs. T, manualmente o utilizandouna hoja electrónica como “Excel” (Ver en Capítulo 3 Fig. 3-15).

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Estimativo Formación de Hidrato

9. Ingresar una corriente nueva y editarla. Hacer click en el botón “Define fromOther Stream...”, seleccionar la corriente “1” o “2” (lo que interesa es lacomposición), hacer click en “OK”, ingresar la siguiente información: StreamName = Gas, Temperature = 40 ºF y hacer click en “X”.

10. En la barra de menús ir a “Tools”, “Utilities”, señalar “Hydrate FormationUtility” y hacer click en “Add Utility”. Dar el nombre de “Hidrato”, hacer clicken “Select Stream”. En la columna “Object” señalar la corriente “Gas” y hacerclick en “OK”. Ir a la pestaña “Performance” para ver la presión calculada dehidrato 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 “Hydrateformation pressurre”, hacer click en “OK”.

12. Ir a la pestaña “Data Recorder” hacer click en “Add”, en “Current Scenario” darel nombre de “Hidrato”, en la columna “Include” marcar los campos“Temperature” para la corriente “Gas” y “Hydrate formation pressurre”, hacerclick en “Record...”, en “Name for New State” ingresar “1”, hacer click en“OK” y luego en “X”.


13. Maximizar el PFD para una mejor vista, editar la corriente “Gas” e ingresar unatemperatura de 45 ºF. En la barra de menús ir a “Tools”, “Databook”, y en lapestaña “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” yentrar un valor de 50 ºF, hacer click en el botón “Record...” de la ventana “DataBook”, en “Name for New State” ingresar “3”, hacer click en “OK”. Repetir elprocedimiento del párrafo anterior para las temperaturas 55 y 60 ºF, ingresandoen “Name for New State” los valores “4” y “5”, respectivamente. Cuando se

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ingrese el último valor “60” ºF, antes de hacer click en “X”, se pueden ver losdatos tabulados de temperatura y presión de formación de hidrato para lacorriente “Gas”, haciendo click en “View...” y seleccionando “Table”. Con estainformación se construye (sobre la misma figura que se construyó la curvaflash), la curva “Predicción de Hidrato” P vs. T, manualmente o utilizando unahoja electrónica como “Excel” (Ver en Capítulo 3 Fig. 3-15). Regresar al PFD.


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 seempiezan a formar hidratos, cuando se depresiona el gas desde las condicionesiniciales de presión y temperatura.

En el Capítulo 3 Fig. 3-14 se muestran los resultados del cálculo manual delEjemplo 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 ungas a 100 ºF con la siguiente composición: N2 = 0.30, CO2 = 6.66, H2S = 4.18, C1 =

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84.25, C2 = 3.15, C3 = 0.67, iC4 = 0.20, nC4 = 0.19, C5+ = 0.40. Comparar con el

resultado del Ejemplo 3-10.


2. Adicionar N2, CO2, H2S, C1, C2, C3, iC4, nC4, nC6 (en reemplazo de C5+). Ir al

ambiente de simulación (PFD).


3. Adicionar y editar una corriente, llamarla “Gas Agrio” e ingresar la composiciónmolar, el flujo molar y las condiciones de temperatura y presión indicadasarriba. Regresar al PFD.

4. En la barra de menús, seleccionar “Tools”, “Utilities” y adicionar una utilidadpara calcular la temperatura de formación de hidrato de la corriente “GasAgrio”, 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.


7.7 Inhibición 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 loscomponentes en la fase respectiva vapor o líquido. Por lo tanto, las pérdidas desolvente en las fases líquida y vapor del hidrocarburo, se calculan en formaapropiada.

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Aunque la ecuación de estado de Peng Robinson no fue originalmente diseñada paracomponentes no ideales como metanol o glicoles, los creadores del simulador hanoptimizado 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 deHammerschmidt; sin embargo, es necesario asegurarse que la distribución decomponentes en todas las fases es satisfactoria. Cuando se tengan dudas, o no seobtenga ninguna disminución en la temperatura de formación de hidrato, aunque seadicione mucha cantidad de solvente, se debe comparar contra el método deMaddox et al. Si los resultados son consistentes, el paso a seguir es incrementar laconcentración del solvente (glicol), pues generalmente el metanol se aplica puro. Sinembargo, es necesario ser muy cuidadoso porque se incrementará la viscosidad.

EJEMPLO 7-8

En una plataforma costa afuera se producen 100 MMscfd de gas natural a 100 °F y1,200 psia con la siguiente composición molar: C1 = 0.88, C2 = 0.01, C3 = 0.06, iC4= 0.04 y nC4 = 0.01. El gas llega a la costa a 40 ºF y 900 psia. La temperatura dehidrato del gas saturado es 70 ºF. Calcular la cantidad de metanol requerido paraprevenir la formación de hidrato en la tubería. Comparar con los resultados delEjemplo 3-11.

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1. Abrir un caso nuevo y seleccionar la ecuación de estado (EOS) de Peng -Robinson.

2. Adicionar C1, C2, C3, iC4, nC4, Methanol y H2O. Ir al ambiente de simulación(PFD).


3. Cargar el conjunto de unidades “Usuario 01” para definir la variable “Flow” enMMscfd así: En la barra de menús, seleccionar “Tools”, “Preferences”, ir a lapestaña “Variables”, si en el cuadro “Available Units Set” se encuentra “Usuario01”, marcarlo y en el campo “Flow” cambiar MMscfh por MMscfd y hacer clicken “X”. Si no se encuentra “Usuario 01”, hacer click en “Load PreferenceSet...”, buscar en la ruta respectiva el archivo “Usuario 01” y hacer click en“Abrir”. Volver a “Tools”, “Preferences”, seleccionar “Usuario 01” y en elcampo “Flow” cambiar MMscfh por MMscfd y hacer click en “X”.

4. Adicionar tres corrientes, editar la # 1, llamarla “Gas” e ingresar las condicionesde 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 y1,200 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 deentrada “Gas” y “Agua” y de salida “Gas Saturado”, ir a la pestaña“Parameters”, escoger el tipo “Mole” y regresar al PFD. Editar la corriente “GasSaturado” e ingresar las condiciones de operación 100 ºF, 1,200 psia y regresaral PFD.

7. En la barra de botones ir al botón “Workbook” y en el campo “Mass Flow” parala corriente “Agua” ingresar valores hasta saturar la corriente “Gas Saturado”(que el campo “Vapour Fraction” pase de 1.0000 a 0.9999, ingresar el valoranterior 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 deoperación 100 ºF y 1,200 psia, en la composición molar ingresar un valor de 1.0para “Methanol”, normalizar, hacer click en “OK”, ingresar en “Mass Flow” unvalor de 0.0 y regresar al PFD.

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9. Adicionar una operación “Balance”, editarla e ingresar como corrientes deentrada “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 “GasOffshore” e ingresar las condiciones de operación 100 ºF, 1,200 psia y regresaral PFD.


10. A fin de simular el enfriamiento y la caída de presión entre la plataforma y lacosta, adicionar una operación “Cooler”, editarla e ingresar como corriente deentrada “Gas Offshore”, de salida “Gas Inhibido” y de energía “EE”, regresar alPFD. Editar la corriente “Gas Inhibido” e ingresar 40 ºF y 900 psia, regresar alPFD.

11. Ir a la barra de menús y seleccionar “Tools”, Utilities”, adicionar la utilidadformación de hidrato, llamarla “Hidrato Gas Inhibido”, seleccionar la corriente“Gas Inhibido”, ir a la pestaña “Performance” y ver el valor calculado detemperatura de formación de hidrato (69.8587 ≈ 70 ºF) a la presión de lacorriente. Esta temperatura de formación de hidrato corresponde a la corrientesin inhibidor pues el valor del flujo másico de metanol en este momento es 0.0lb/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 laizquierda para que se puedan ver las ventanas de la utilidad y la del“Workbook”. En el campo “Mass Flow” de la corriente “Metanol” ingresarvalores hasta que la temperatura de formación de hidrato de la corriente “GasInhibido” baje a 40 ºF. Para un valor de 244 lb/h de metanol se obtiene unatemperatura de 39.9448 ºF, como puede verse a continuación:

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14. Regresar al PFD y maximizarlo. Para conocer la concentración y cantidad demetanol en la fase acuosa, y las pérdidas de este en el hidrocarburo gaseoso ylíquido, se instala un separador de tres fases. Editarlo e ingresar como entrada lacorriente “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 lacorriente “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 lacorriente “Gas Onshore” y seguir el procedimiento del paso anterior para flujomásico.

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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 lacorriente “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


EJEMPLO 7-9

Para el Ejemplo 7-8 cambiar el inhibidor a etilenglicol (EG) al 80 % peso, y calcularla fracción en peso y el flujo másico de EG en la fase acuosa. Generalmente paraglicol las pérdidas en las fases gaseosa y líquida de hidrocarburo son despreciables.Comparar con los resultados del Ejemplo 3-11.

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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 clicken “Component List - 1” y nuevamente en “View...”, seleccionar “Methanol”, iral campo “Match” escribir “EG” y hacer click en el botón < Substitute >,regresar al PFD haciendo click en “NO” cuando sale el aviso “... left inHOLDING mode ...”.

3. Editar la corriente “Metanol” y cambiar el nombre por “EG-80%”, ir a lacomposición másica e ingresar un valor de 0.80 en el campo “EGlycol”, y 0.20en 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” ycambiar el nombre por “Agua-EG”, regresar al PFD.


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 lapantalla las dos ventanas, de forma tal que le permita ingresar datos de flujomásico 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 deformación de hidrato para la corriente “Gas Inhibido” sea 40 ºF (o ligeramenteinferior) 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

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7.8 Proceso de Deshidratación con Glicol

El proceso de deshidratación con glicol es muy usado en plantas de gas para sutratamiento, a fin de adecuarlo a los requerimientos de calidad para transporte ydistribución. El glicol mas comúnmente usado es el trietilen glicol (TEG) cuando serequieren bajas temperaturas de rocío o bajo contenido de agua (4 lb/MMscf).

EJEMPLO 7-10

El gas agrio que llega al separador del Ejemplo 7-1, va a endulzamiento en unaplanta de amina y a una absorbedora con aceite, para recuperación de líquidos. Paraque pueda tener completas las especificaciones como gas de ventas se requiere sudeshidratación, 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 850psig con la siguiente composición molar en base seca: N2 = 0.0121, C1 = 0.9012,C2 = 0.0764, C3 = 0.0099, iC4 = 0.0003 y nC4 = 0.0001. El gas de venta productodebe cumplir con un punto de rocío por agua de 14 ºF.


2. Adicionar los componentes N2, C1, C2, C3, iC4, nC4, H2O y TEG. Ir al ambientede simulación (PFD). En la barra de menús, ir a “Tools”, “Preferences...” , en lapestaña “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” ynuevamente en “X” para regresar al PFD. De esta forma se tiene el flujovolumétrico de líquido en galones US por minuto. En la barra de botones hacerclick 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 piescúbicos por día.

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3. Ir al PFD, maximizarlo y adicionar dos corrientes, editar la # 1 y llamarla “Gasde Entrada”, ingresar las condiciones de operación 100 ºF, 865 psia, lacomposición molar indicada arriba, normalizar y 4,479 lbmol/h, regresar alPFD.

4. Editar la corriente # 2, llamarla “Agua”, ingresar las condiciones de operación100 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” marcartipo “Mole”, regresar al PFD. Editar la corriente “Gas con H2O” y entrar losdatos de operación 100 ºF y 865 psia, regresar al PFD.

6. Adicionar una operación “Separator” e ingresar como corriente de entrada “Gascon H2O” y corrientes de salida “Gas a Contactora” y “Agua Libre”, regresar alPFD.

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.


Cual es la temperatura para formación de hidrato de lacorriente “Gas a Contactora”? ºF

Cual es el contenido de agua para la corriente “Gas aContactora”? lb H2O/MMscf de gas

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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 deformación.

* 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 larelación (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 StageInlet = Carga de TEG, Bottom Stage Inlet = Gas a Contactora, Numb Stages n =3, Ovhd Vapour Outlet = Gas Seco, Bottoms Liquid Outlet = TEG Rico, hacerclick en “Next>”, Top Stage Pressure = 865 psia, Bottom Stage Pressure = 865psia, hacer click” en “Next>”, Optional Top Stage Temperature Estimate = 120ºF, 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 hacerclick en “Run”, después que converge la torre, regresar al PFD.


Absorber

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10. La corriente “TEG Rico” se depresiona hasta 26 psia para lo cual instalar unaoperación “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 delintercambiador glicol rico/pobre.

11. Instalar una operación “Heat Exchanger”, editarla e ingresar la siguienteinformación:

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 ingresarTube 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), laregeneradora 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 delrehervidor 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 H2O/MMscf de gas

Distillation Column

Heat Exchanger

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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 “InletStage” = 1_Main TS, en la lista “Condenser” señalar “Full Rflx”, Ovhd VapourOulet = Vapores, Bottoms Liquid Outlet = TEG Reg, Condenser Energy Stream= Cond Q, Reboiler Energy Stream = Reb Q, hacer click en “Next>”, CondenserPressure = 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” yseleccionar “Specs”, hacer click en “Add...”, seleccionar “ColumnTemperature”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar lo siguiente: Name =Temperatura Condensador, Stage = Condenser, Spec Value = 210 ºF, hacer clicken “X”, hacer click en “Add...”, seleccionar “Column Temperature”, hacer clicken “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 primerasespecificaciones “Reflux Ratio” y “Ovhd Vap Rate” para desactivarlas (observarque los grados de libertad “Degrees of Freedom” quedan en 2) y para que lacolumna 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 columnadebe converger. Cambiar la especificación Temperatura Rehervidor al valormáximo recomendado de 400 °F, la columna debe converger.


Reposición de Pérdidas

Como en el proceso se producen pérdidas de TEG, es necesario simular el sistemade reposición. Sin embargo, como no es posible anticipar la cantidad exacta depérdidas, no se especifica la rata de flujo de reposición, sino la rata total derecirculación así:

Cual es la concentración de TEG en fracción masa para lacorriente “TEG Reg”?

Como es comparada con la asumida (0.9950) en el paso 9?Menor Mayor

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13. Adicionar una operación “Mixer”, editarla e ingresar la siguiente información:

En la pestaña “Design” - “Connections”: Inlets = TEG Reg de R/P, ReposiciónTEG, Outlet = TEG a Bomba, señalar “Parameters” y seleccionar “EqualizeAll”, 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 = TEGde Bomba, Energy = Bomba Q, regresar al PFD. Editar la corriente “TEG deBomba” 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 gasseco de la contactora y se recicla a ella.

15. Instalar una operación “Heat Exchanger”, editarla e ingresar la siguienteinformación: Tube Side Inlet = TEG de Bomba, Tube Side Outlet = TEG aReciclo, 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” eingresar 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.

RecycleA S R

Mixer

Pump

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17. A fin de que cada vez que se cambie el valor del reciclo de TEG “Carga deTEG” a la Contactora, se actualice el valor de “TEG a Bomba” y porconsiguiente 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 lacolumna “Variable” seleccionar “Std Ideal Liq Vol Flow”, hacer click en “OK”,en el campo “Source” - “Object:”, seleccionar la corriente “Carga de TEG”, ir ala pestaña “Parameters” y entrar Multiplier = 1.0, Offset [USGPM] = 0.0,regresar al PFD.


Determinación del Punto de Rocío por Agua

La eficiencia del proceso de deshidratación se mide generalmente por el valor delpunto de rocío por agua para el gas de venta. Esta propiedad se determina enfriandoel 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 hacereste 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 alPFD.

19. Instalar una operación “Component Splitter”, para eliminar cualquier traza de

Set

A S R

Tee

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TEG que tenga el gas. Editarlo e ingresar la siguiente información: Inlets = GasVenta, Energy Streams = Split, Overhead Outlet = TEG, Bottoms Outlet =Punto Rocío Gas, señalar “Parameters” y marcar los radio-botones “Equalize AllStrem Pressures” y “Calculate Equal Temperatures”, señalar “Splits” e ingresaren el campo TEGlycol un valor de 1.00000 y para los demás componentes0.00000, regresar al PFD.

20. Instalar una operación “Separator”, editarla e ingresar lo siguiente: Inlets =Punto Rocío Gas, Vapour Outlet = Gas, Liquid Outlet = Primera Gota, regresaral PFD, editar la corriente “Punto Rocío Gas” e ingresar 25.3 ºF, regresar alPFD.

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 elvalor de flujo másico del componente H2O en la corriente “Primera Gota”, sealigeramente mayor que 0; para 25.3 °F este valor es 0.0000, para 25.2 °F es8.8e-002. Sin embargo, mediante la operación “Adjust”, este proceso se puedehacer 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 clicken “Select Var...”, en la columna “Object” seleccionar “Primera Gota”, en lacolumna “Variable” seleccionar “Comp Mass Flow”, en la columna “VariableSpecifics” seleccionar H2O, hacer click en “OK”, en el campo “Specified TargetValue” 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.


Component Splitter

Adjust A S R

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Gas de Despojo a Regeneradora

Para mejorar la eficiencia de la operación de deshidratación, se adiciona unapequeña corriente del gas de venta como gas de despojo a la torre regeneradora.

22. Instalar una operación “Balance” ingresar como corriente de entrada “Gas deDespojo” 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 y15 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” ydespués de obtener convergencia regresar al PFD.

24. Editar la corriente “Gas de Despojo” e ingresar 68 lb/h.


Cual es la temperatura de rocío por agua para la corriente“Gas de Venta”? ºF


Cual es la temperatura de rocío por agua para la corriente“Gas de Venta”? ºF


Cual es el contenido de agua para la corriente “Gas deVenta”? lb H2O/MMscf de gas

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7.9 Control de Punto de Rocío por Hidrocarburo

Para alcanzar la especificación de punto de rocío por hidrocarburo (15 ºF máximo a800 psia en USA), es necesario remover prácticamente todos los hidrocarburospesados a la mezcla de gas de producción. Entre los procesos disponibles para dichotratamiento se encuentran el de refrigeración y el de absorción con aceite.

Con respecto al proceso de refrigeración, a continuación se presenta el Ejemplo 7-11para simular el circuito de refrigerante, mientras que con el Ejemplo 7-12, se simulauna torre de absorción con aceite, para observar el proceso de remoción de líquidoso hidrocarburos pesados al gas natural.

Ejemplo 7-11

Se desea recuperar líquidos a una mezcla de 5,644 lbmol/h de gas con la siguientecomposición molar: N2 = 0.0116, C1 = 0.8674, C2 = 0.0754, C3 = 0.0241, iC4 =0.0066, nC4 = 0.0068, iC5 = 0.0017, nC5 = 0.0025, nC6 = 0.0023 y nC7 = 0.0016.Esta mezcla se ha pre-enfriado a 60 ºF y 970 psia y se requiere llevar a 0 ºF, para locual 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 elcompresor tiene una eficiencia isentrópica de 75 %. Hacer la simulación para elcircuito de refrigeración con propano puro. Comparar con Ejemplo 4-1.

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1. Abrir un nuevo caso, seleccionar la EOS de Peng Robinson, ingresar loscomponentes de la mezcla, ir al PFD.


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...”, buscarla 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 demenús y hacer click en “Workbook”, “Setup”, en la parte derecha inferior de laventana para el cuadro “Variables”, hacer click en “Add...”, seleccionar lavariable “Std Gas Flow”, hacer click en “OK” y nuevamente en “X”. Ingresar lacorriente “A” de propano líquido saturado a la temperatura de salida delcondensador.

3. Ingresar una operación “Valve” y llamarla “Expansión”, entra la corriente “A” ysale la corriente “B”, a la temperatura de operación del chiller.

4. Ingresar la operación “Heat Exchanger” y llamarla “Evaporación”. Por el ladotubos entra la corriente “Mezcla” a 60 ºF y 970 psia con el flujo y composiciónmolar indicados arriba, y sale la corriente “Mezcla Fría” a 0 ºF. Por el ladocasco entra la corriente “B” y sale la corriente “C” en su punto de rocío y a latemperatura del chiller. Despreciar la caída de presión por ambos lados.


5. Instalar la operación “Compressor” y llamarla “Compresión”, ingresar lasiguiente información:

Inlet = C, Outlet = D, Energy = Q Compresor, señalar “Paramenters” e ingresarAdiabatic Efficiency = 75 % (eficiencia isentrópica), regresar al PFD.

Compressor

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6. Instalar la operación “Cooler” y llamarla “Condensación”, ingresar Inlet = D,Outlet = A, Energy = Q Condensador, despreciar la caída de presión, regresar alPFD.

7. El diagrama P-H para propano que se muestra en la Fig. 4-2B, puedereproducirse con el simulador mediante la utilidad “Envelope” así: En la barrade 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.


El diagrama se puede acondicionar para imprimir y sobre él se pueden indicarlas cuatro corrientes A, B, C, y D que conforman el ciclo de refrigeración así:

AD

CB

R

D’

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Con base en los resultados obtenidos en la simulación responder las siguientespreguntas:

EJEMPLO 7-12

El gas agrio que llega al separador del Ejemplo 7-1, va a endulzamiento en unaplanta de amina y a una absorbedora con aceite, para recuperación de líquidos. A laabsorbedora entra un flujo de 5,350 lbmol/h de gas a 105 ºF y 885 psia con lasiguiente composición molar: N2 = 0.0112, C1 = 0.8341, C2 = 0.0707, C3 = 0.0305,iC4 = 0.0130, nC4 = 0.0059, iC5 = 0.0248, nC5 = 0.0044, nC6 = 0.0045 y nC7 =0.0009. El aceite solvente es nC14 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 laexpansión? 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

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enfriado a 55 ºF y 890 psia. Se desea recuperar con el solvente, el 70 % molar del C3que entra con el gas, en una contactora que tiene 8 platos teóricos y las presiones enlos 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 loscomponentes de la mezcla de gas, el aceite solvente y agua, ir al PFD.


2. Cargar el conjunto de unidades “Usuario 02” para tener en el “Workbook” elLiquid Volume Flow en USGPM. Adicionar la corriente Gas con lacomposición y condiciones de operación mostradas anteriormente. Adicionar lascorrientes Agua y Gas a Contactora con las mismas condiciones de operaciónde la corriente Gas. Adicionar una operación Balance tipo mole a la cual entranlas 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 aContactora 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 Gasa 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 enfracción mol de nC14 = 1.0000, ingresar un valor para “Liquid Volume Flow” de375 USGPM (como guía para este valor inicial se toma entre 5 - 10 USGPM desolvente / 100 lbmol/h de gas de carga).

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4. Instalar una operación “Absorber” e ingresar la siguiente información:

Numb Stages n = 8, Top Stage Inlet = Aceite Pobre, Bottom Stage Inlet = Gas aContactora, Ovhd Vapour Outlet = Gas a Deshidratación, Bottoms Liquid Outlet= Aceite Rico, hacer click en “Next>”, Top Stage Pressure = 875 psia, BottomStage Pressure = 880 psia, hacer click” en “Next>”, hacer click en “Done” ynuevamente en “Run”, la torre debe converger. Regresar al PFD.


Para que el programa calcule en forma automática la rata de circulación de aceitepobre requerida para recuperar el 70 % del C3 de carga a la contactora, se utiliza unaoperación “Adjust” así:

5. Instalar una operación “Adjust”, editarla e ingresar la siguiente información: enel cuadro “Adjusted Variable”, hacer click en “Select Var...”, en la columna“Object” seleccionar “Aceite Pobre”, en la columna “Variable” seleccionar “StdIdeal Liquid Volume Flow”, hacer click en “OK”, en el cuadro “TargetVariable”, hacer click en “Select Var...”, en la columna “Object” seleccionar“Aceite Rico”, en la columna “Variable” seleccionar “Comp Molar Flow”, en lacolumna “Variable Specifics” seleccionar “Propane”, hacer click en “OK”, en el

Cual es la cantidad de C3 en lbmol/h para la corriente “Gasa Contactora”?

Cual debe ser la cantidad de C3 en lbmol/h para la corriente“Aceite Rico” si se recupera el 70 %?

Cual es la cantidad actual de C3 en lbmol/h para la corriente“Aceite Rico”? , cumple con el 70 % derecuperación?

Absorber

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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 operacióndebe converger, regresar al PFD.


7.10 Separación de Líquidos Recuperados del Gas Natural

La recuperación de los líquidos del gas natural (NGL), es una práctica común paraque el gas de venta esté libre de hidrocarburos pesados que puedan condensar en losgasoductos ocasionando problemas de transporte. Cuando estos líquidos llegan a sermás 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 talefecto (Capítulo 4), es necesario separarlos en fracciones de compuestosindividuales o mezclados que cumplan determinadas especificaciones comoproductos comercializables. A continuación se presentan dos ejemplos para ilustrarla simulación del proceso de fraccionamiento.

Ejemplo 7-13

Una corriente en su punto de burbuja se alimenta a una fraccionadora con lasiguiente composición en lbmol/h: C2 = 21.5, C3 = 505.6, iC4 = 105.0, nC4 = 250.1,iC5 = 56.2, nC5 = 50.0 y C6

+ = 50.4. Se desea recuperar el 98 % del propano comoproducto de cima, el cual tiene un contenido de iC4 de 1.0 % mol. La temperatura

Cual es la nueva cantidad calculada de C3 en lbmol/h parala corriente “Aceite Rico”?

Cumple con el 70 % de recuperación?

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del condensador es 120 ºF y la presión en la torre se considera constante e igual a lapresión de la corriente de alimento. R externo = 1.3Rmin.

1. Abrir un nuevo caso, seleccionar la EOS de Peng Robinson, ingresar loscomponentes de la corriente de carga haciendo C6

+ = nC7, ir al PFD.


2. Seleccionar el conjunto de unidades “Field”, ingresar una corriente, editarlallamarla “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 burbujacon la composición del producto de cima, a la temperatura del condensador. Por lotanto, se necesita calcular la distribución de los componentes en el producto decima. Se escoge como componente clave liviano el C3 y pesado el iC4. Se asume quelos componentes mas livianos que el clave liviano y los mas pesados que el clavepesado, se separan perfectamente.

3. Ingresar una corriente, editarla y llamarla “Presión Torre”, regresar al PFD.

Fondoscon C3

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Adicionar una Hoja de Cálculo - Operación “Spreadsheet”

4. Adicionar una operación “Spreadsheet” que funciona en forma similar a unahoja de cálculo, a la cual se pueden importar variables de las corrientes desimulación, hacer operaciones matemáticas y exportar al caso de simulación.

Editarla, ir a la pestaña “Spreadsheet”, ingresar la siguiente información segúnla 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” ydar “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. Cuandose requiera hacer click con el botón derecho, se indica que es con dichobotón.

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 loscomponentes “Propane” a C6

+ = “n-Heptane”.

Ingreso 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

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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 loscomponentes “Propane” a “n-Heptane”, hacer click en “X” para regresar al PFD.


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

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Método Corto de Destilación – Operación “Short Cut Distillation”

Para simular esta operación se requiere dar como dato de entrada la composición delcomponente clave liviano (C3) en el producto de fondo, la cual en este momento nose conoce; y la composición del componente clave pesado (iC4) en el producto decima, que es 1.0 % mol. Para calcular la composición del componente clave liviano(C3) 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 lacorriente “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 elcampo “Mole Fraction” = 0.01. En el cuadro “Pressures” ingresar el valor calculadoanteriormente de presión en la torre “263” psia, tanto para el condensador como elrehervidor (se asumió que la presión es constante en toda la torre).

Cual es la composición del componente clave liviano (C3) en elproducto de fondo (Fondos con C3)? fracción mol

Cual es el valor de la mínima relación de reflujo?

Short Cut Distillation

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21. En el cuadro “Reflux Ratios” ingresar para el campo “External Reflux Ratio” elvalor calculado por el programa para “Minimum Reflux Ratio” multiplicado por1.3 (R = 1.3Rmin), ir a la pestaña “Performance”.

Regresar al PFD.


Se observa que los flujos molares para las corrientes de cima y fondo varían un pococon respecto al Ejemplo 1-2 del módulo de Destilación. Lo anterior, porque en elmétodo del simulador los componentes se distribuyen, mientras que en el Ejemplo1-2 se asumió una separación perfecta. En la corriente “Cima” se puede ver que hayalgo de nC4 y trazas de iC5 en “Mole Flows”, vs. 0.0 en el cálculo ideal.

Adicionalmente, los cálculos de equilibrio (puntos de burbuja) difieren, porquemientras en el procedimiento manual se utilizan cartas para leer las constantes deequilibrio (lo cual introduce imprecisiones), con el simulador se utilizan ecuacionesde 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

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El método corto de destilación es solamente un estimado del comportamiento de unacolumna (reflujo, número de platos, plato óptimo de alimento, duties, etc.) y suaplicación se reduce a columnas simples con reflujo. Para resultados mas reales esnecesario usar las operaciones de cálculo riguroso como “Distillation Column”.

A continuación se presenta un ejemplo para ilustrar esta operación y tener mejoreselementos para analizar la operación de un tren de fraccionamiento, en el cual seseparan 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 deregeneración en la cual hay una deetanizadora para remover el gas disuelto y unarecuperadora de solvente donde se separan el solvente y los líquidos recuperados.

Se desea separar en productos comercializables una mezcla de NGL (natural gasliquids) de 403 lbmol/h con la siguiente composición: C2 = 0.0107, C3 = 0.2834, iC4= 0.1697, nC4 = 0.0772, iC5 = 0.3285, nC5 = 0.0585, nC6 = 0.0596 y nC7 = 0.0124,la cual entra a una depropanizadora a 70 ºF y 280 psia. El producto de cima espropano con una especificación de mínimo 90 % mol, el producto de fondo sealimenta a 170 psia a una torre debutanizadora, en la cual se obtiene GLP con uncontenido máximo de pentanos de 1.0 % mol y gasolina natural cuya presión devapor Reid (RVP) debe cumplir con la especificación ASTM D-323 (ver GPSASect. 2). Las torres tienen los siguientes parámetros:

Depropanizadora Debutanizadora

Número de platos teóricos 24 20Plato de alimento 9 11Temperatura en condensador, ºF 120 120Presión en condensador, psia 260 140Presión de cima, psia 270 150Caída de presión en la torre, psi 10 10Tipo condensador Total Total

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1. Abrir un nuevo caso, seleccionar la EOS de Peng Robinson, ingresar loscomponentes de la mezcla de NGL, ir al PFD.


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 totalde 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

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“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 losiguiente: Name = Comp. min. C3, Stage = Condenser, Flow Basis = MoleFraction, Phase = Liquid, Spec Value = 0.91, Components = Propane, hacerclick en “X”, señalar “Monitor”, en la columna “Active” hacer click en las dosprimeras especificaciones “Reflux Ratio” y “Distillate Rate” para desactivarlas,en el cuadro “Specifications” activar las dos últimas “TemperaturaCondensador” y “Comp. min. C3, la columna debe converger. Regresar al PFD.


4. Adicionar una operación “Valve” a la cual entra la corriente “C4+” y sale“Carga a Debutanizadora”, regresar al PFD, editar la corriente “Carga aDebutanizadora” e ingresar una presión de 170 psia, regresar al PFD.

5. Adicionar otra operación “Distillation Column” editarla e ingresar la siguienteinformación: 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, BottomsLiquid 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?

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Spec Value = 120 ºF, hacer click en “X”, hacer click en “Add...”, seleccionar“Column Component Fraction”, hacer click en “Add Spec(s)...”, ingresar losiguiente: Name = Comp. max. C5’s, Stage = Condenser, Flow Basis = MoleFraction, Phase = Liquid, Spec Value = 0.009, Components = i-Pentane, n-Pentane, hacer click en “X”, hacer click en “Add...”, seleccionar “ColumnVapour 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 “DistillateRate” para desactivarlas. En el cuadro “Specifications” activar “TemperaturaCondensador”, y “RVP” (Degrees of Freedom = 0), la columna debe converger.Regresar al PFD.


6. Editar la torre debutanizadora operación “T-101”, señalar “Monitor” ir al cuadro“Specifications” desactivar “RVP” y activar “Comp. max. C5’s”, la columnadebe converger. Regresar al PFD.

7. Para conocer el RVP de la corriente “Gasolina Natural”, en la barra de menús ira “Tools”, “Utilities”, señalar “Cold Properties”, hacer click en “Add Utility”,entrar Name = RVP, hacer click en “Select Stream...”, seleccionar “GasolinaNatural” 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?

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Regresar al PFD.


7.11 Remoción de Gas Ácido por Endulzamiento con Amina

La remoción de los componentes H2S y CO2 (gas ácido) al gas natural, generalmentese hace mediante un proceso regenerativo con una alcanolamina (producto de lareacción de amoníaco con alcoholes o glicoles). El gas natural se pone en contactocon una solución acuosa de amina y el gas ácido se remueve obteniéndose un gasdulce. La solución de amina, rica en gas ácido, se regenera con calor y cierra el cicloregresando 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 sermanipuladas y controladas, para una óptima operación.

Ejemplo 7-15

Una mezcla de 6,589 lbmol/h (60 MMscfd) de gas de producción con la siguientecomposición molar: N2 = 0.0093, CO2 = 0.0557, H2S = 0.0185, C1 = 0.7047, C2 =0.0648, C3 = 0.0325, iC4 = 0.0167, nC4 = 0.0083, iC5 = 0.0474, nC5 = 0.0095, nC6 =0.0167, nC7 = 0.0065 y H2O = 0.0094, llega a 100 ºF y 915 psia al separador deentrada a la planta de procesamiento. El gas saturado con agua que sale delseparador 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?

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- DEA), para remoción de H2S y CO2, a fin de que cumpla con las especificacionescomo 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 lapestaña “Components”, seleccionar “Component List - 1”, hacer click en“View...” e ingresar los componentes siguientes: N2, CO2, H2S, C1, C2, C3, iC4,nC4, iC5, nC5, nC6, nC7, H2O y DEAmine (escribir este nombre en el cajón“Match”), regresar al PFD.


2. Cargar el conjunto de unidades “Usuario 02”.

3. Adicionar una corriente, editarla y entrar la siguiente información: nombre “Gasde Llegada”, 100 ºF, 915 psia, 6,589 lbmol/h y la composición molar indicadaarriba incluyendo un valor para DEA de 0.0000, regresar al PFD.

4. Adicionar una operación “Separator”, editarla e ingresar como corriente deentrada “Gas de Llegada”, salida de vapor “Gas a Contactora” y salida delíquido “Líquido”, regresar al PFD.

El paquete de propiedades de Amina trabaja las torres absorbedora y regeneradoracon platos reales; por lo cual se requieren valores de eficiencias que son diferentes alas de Murphree o de plato, porque están relacionadas con las reacciones entre laamina con el H2S y el CO2. Para la Absorbedora las eficiencias las calcula elprograma con base en tres dimensiones de plato: diámetro, longitud del vertedero(weir length) y altura del vertedero (weir height). Para la Regeneradora es un datosuministrado donde valores típicos son 0.15 para CO2 y 0.80 para H2S.

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(


)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 CO2 + 1.85 H2S = 7.42

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Adicionar la corriente “Carga de DEA”, editarla e ingresar la siguienteinformación: 110 ºF, 910 psia, hacer doble click en “Mass Flow” y entrar 0.70para H2O y 0.30 para DEAmine, normalizar y hacer click en “OK”, en “StdIdeal 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, BottomStage Pressure = 910 psia, hacer click” en “Next>”, Optional Top StageTemperature Estimate = 100 ºF, Optional Bottom Stage Temperature Estimate =160 ºF, hacer click en “Done”, ir a la pestaña “Parameters” y señalar “Solver”, ira la derecha de la ventana y entrar un valor de 0.4 para la celda “Fixed DampingFactor”, 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 alPFD.


Adicionar una Hoja de Cálculo - Operación “Spreadsheet”

7. Para calcular la concentración en ppmv de H2S y CO2 en el Gas Dulce, se utilizala operación “Spreadsheet”.

Adicionar una operación “Spreadsheet” para calcular la concentración en ppmvde H2S y CO2 en el Gas Dulce. Editarla, ir a la pestaña “Spreadsheet”, hacerclick 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 lacelda 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 celdaB2, hacer click en “Import Variable”, en “Object” señalar “Gas Dulce”, en“Variable” señalar “Comp Molar Flow”, en “Variable Specifics” señalar H2S yhacer 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 yhacer 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

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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 TKFlash” a una presión de 90 psia.

9. Instalar una operación “Separator” para remover los gases livianos disueltos enla amina. Entra la corriente “DEA a TK Flash”, sale como vapor “Vap Flash” ycomo líquido “DEA a R/P”.

10. Instalar una operación “Heat Exchanger”, editarla e ingresar la siguienteinformación: 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.


Adicionar la Regeneradora de DEA

11. Adicionar la operación “Distillation Column”, editarla e ingresar la siguienteinformación: 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, BottomsLiquid 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, hacerclick” 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 paratodos los platos de la torre deben quedar en 0.15 CO2 y 0.80 H2S y en color

Cual es la concentración de H2S y CO2 en el “Gas Dulce”? ppmv H2S ppmv CO2

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azul), en el cuadro “Parameters” señalar “Solver”, ir al campo “Fixed DampingFactor” y entrar 0.40, ir a la pestaña “Design” y seleccionar “Specs”, hacer clicken “Add...”, seleccionar “Column Temperature”, hacer click en “AddSpec(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 losiguiente: Name = Duty Rehervidor, Energy Stream = Reb Q @COL2, SpecValue = 5,000,000 Btu/h, hacer click en “X”, seleccionar “Monitor”, en lacolumna “Active” hacer click en las dos primeras especificaciones “RefluxRatio” y “Ovhd Vap Rate” para desactivarlas. En el cuadro “Specifications” ir alas dos últimas “Temperatura Condensador” y “Duty Rehervidor” y activarlas(Degrees of Freedom = 0), la columna debe converger. Ir a la celda de laespecificación Duty Rehervidor y cambiar el valor por 35,640,000 Btu/h segúnguías del GPSA, dar “Enter” y la columna debe converger nuevamente.Regresar al PFD.


* Las eficiencias de componente para esta torre se consideran constantes (0.15 -CO2 y 0.80 - H2S) para los 18 platos reales.

* Se utiliza un factor denominado “Damping” (entre 0.25 – 0.5), el cual mejora laestabilidad de la convergencia en los cálculos de los modelos termodinámicos dela 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 delsistema, por lo tanto es necesario reponerla. Adicionar una operación “Mixer”,editarla e ingresar la siguiente información: Inlets = DEA de R/P, Reposición deH2O, Outlet = DEA a Enfriamiento, señalar “Parameters” y seleccionar“Equalize All”, regresar al PFD. Editar la corriente “Reposición de H2O” eingresar 90 ºF, hacer doble click en “Mass Flow” e ingresar H2O = 1.0,normalizar, hacer click en “OK” y nuevamente en “X”.

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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 alPFD. Editar la corriente “DEA a Reciclo” e ingresar 110 ºF, 910 psia, regresar alPFD.

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 deDEA” a la Contactora, se actualice el valor de “DEA a Enfriamiento” y porconsiguiente la Reposición de H2O, adicionar la operación “SET”, editarla,hacer click en “Select Var...”, en la columna “Object” seleccionar “DEA aEnfriamiento”, 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.


17. Una guía operacional en este proceso, es la carga molar de gas ácido en la aminarica (ver Fig. 21-3 de GPSA - DEA Rica: 0.43 - 0.73) que se expresa como:(moles de H2S + CO2) / (moles de DEA) en la corriente DEA Rica. Para calcularesta 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 lacelda 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 H2S y CO2 en el “Gas Dulce”? ppmv H2S ppmv CO2

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“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 “SolverHolding” para que pueda hacer los cambios sin que el caso corra. Una vezhechos 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 cargade la corriente “Gas de Llegada” = 13,178 lbmol/h?

1.

2.

Cuanto es la carga molar en DEA Rica?

B - 1

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Documents

LIB. Procesamiento de Gas y Simulación de Procesos