UNIVERSIDAD PRIVADA BOLIVIANA

MAESTRIA EN INGENIERIA DE PETROLEO Y GAS NATURAL

“PROPIEDADES TERMODINAMICAS Y CARACTERIZACION DE LOS HIDROCARBUROS”

NOMBRE: MIKHAIL VARGAS RODRIGUEZ

DOCENTE: WILLIAMS GONZALES

OCTUBRE 2012

SANTA CRUZ - BOLIVIA

Índice

1. OBJETO................................................................................................................3

2. ALCANCE..............................................................................................................3

3. DESCRIPCIÓN........................................................................................................3

4. CAUDALES Y CONDICIONES DE PROCESO................................................................34.1. Condiciones de operación del chiller..........................................................34.2. Condición de operación en el compresor...................................................34.3. Gas de proceso que ingresa al chiller.........................................................3

5. CÁLCULOS MANUALES...........................................................................................45.1. Calculo de la temperatura de vapor............................................................45.2. Calculo de la temperatura a la salida del chiller y el evaporador.

A continuación se presenta el diagrama de ciclo de refrigeración P-h.........................................................................................5

5.3. Calculo de procesamiento del gas en MMscfd...........................................65.4. Calculo de la composición de la fracción de gas (Yi) y la fracción

de liquido (Xi) que salen de la unidad de separación............................115.5. Verificar si el gas formara hidratos a la salida del Chiller.......................125.6. Calcular el caudal de gas residual y poder calorífico superior en

base húmeda.............................................................................................125.7. Calcular el caudal de líquido y gravedad API...........................................145.8. Evaluación y comparación de la temperatura de roció del gas de

proceso y gas residual.............................................................................155.9. Calculo de GPMc3+ para el gas residual y determinar la cantidad

de toneladas de propano y n butano que es posible extraer de esa corriente..............................................................................................16

6. SIMULACIÓN DE LA PLANTA LTS..........................................................................17

7. TABLA COMPARATIVA DE LOS CAUDALES OBTENIDOS EN LOS CÁLCULO MANUALES Y LA SIMULACIÓN.............................................................................21

1. Objeto

El objetivo del presente informe es realizar la ingeniería conceptual de una planta LTS (Low Temperature Separator) para controlar el punto de roció, líneas abajo se presenta los cálculos manuales y la simulación de la planta y un cuadro comparativo entre los resultados obtenidos en el cálculo manual y en simulación de la planta LTS

2. Alcance

Capacidad de procesamiento del gas en MMscfd.

Composición de la fracción de gas (yi) y la fracción de liquido (xi) que salen de la unidad de separación.

Verificar si el gas formara hidratos a salida del chiller.

Caudal de gas residual y poder calorífico superior en base húmeda.

Caudal de líquido y gravedad API del mismo.

Evaluar y comparar la temperatura de roció del gas de proceso y gas residual.

Evaluar el GPM c3+ para el gas residual y determinar la cantidad de toneladas de propano y n-butano que es posible extraer de esa corriente.

Realizar la simulación del sistema.

3. Descripción

Se realizo los cálculos manuales obteniendo los resultados para lo expuesto en el alcance, una vez obtenidos los resultados de los cálculos manuales se procedió a realizar la simulación del sistema LTS.

Se corrobora los resultados manuales con los resultados de la simulación.

4. Caudales y condiciones de proceso

4.1. Condiciones de operación del chiller

Presión en el evaporador 60 Psia

Presión en el condensador 250 Psia

DT sub enfriamiento 10 F (en el condensador)

DT sobre calentamiento 10 F (en el evaporador)

4.2. Condición de operación en el compresor

Potencia en el compresor 100 HP

4.3. Gas de proceso que ingresa al chiller

Presión de entrada 1000 Psia

Temperatura de entrada 60 F

Temperatura de salida 35 F

4.4. Composición del gas de proceso

COMPONENTE

FRACCION MOLAR

N 0,016638CO2 0,003955C1 0,926368C2 0,028054C3 0,011575iC4 0,001977nC4 0,003975iC5 0,001378nC5 0,001218nC6 0,001538nC7 0,001158nC8 0,000739nC9 0,00013H2O 0,001296

NOTA: Los cálculos y la simulación se lo realizara asumiendo caída de presión 0.

5. Cálculos manuales

5.1. Calculo de la temperatura de vapor

Para el cálculo de la temperatura de vapor del propano usamos la ecuación de Lee e Kesler.

Pv=Pc∗exp ( A+WB )(1)

Donde

A=5.92714−6.09648T r

−1.2886 ln (Tr )+0.16934¿) (2)

A=15.2518−15.6875T r

−13.4721 ln (T r )+0.4357 ¿) (3)

Donde

Pv = 60 Psia (Presión de vapor)

Pc = 615 Psia (Presión critica del propano)

W = 0.1515 (Factor acéntrico del propano)

Remplazando los valores y las ecuaciones (2) y (3) en la ecuación (1) calculamos la temperatura reducida.

60=615∗exp (A+0.1515 B )

T r=0.7265

Con la temperatura reducida podemos calcular la temperatura de vapor.

T r=T vT c

(4)

Donde

Tc = 665.59 R (Temperatura critica)

Remplazando en la ecuación (4) tenemos la temperatura del sistema.

0.7265=T v

665.59

T v=483.55R=23.88 F

Para una presión de vapor de 250 Psia se sigue el mismo procedimiento para calcular la presión.

T v=581.97 R=122.3F

5.2. Calculo de la temperatura a la salida del chiller y el evaporador. A continuación se presenta el diagrama de ciclo de refrigeración P-h.

Punto 1: Salida del chiller, esta corriente está sobre calentada 10 F.

Punto 2: Salida del compresor.

Punto 3: Salida del condensador, esta corriente está sub enfriado 10 F.

Punto 4: Salida de la válvula de Joule Thompsom.

Para el cálculo de la temperatura en el punto 1 tenemos:

P=60Psia

T v=23.88 F

DT=10F Sobre calentado

T 1=23.88+10=33.88F

Para el cálculo de la temperatura en el punto 3 tenemos:

P=250 Psia

T v=122.3 F

DT=10Fenfriado

T 3=122.3−10=112.3F

5.3. Calculo de procesamiento del gas en MMscfd

W=3.0303 {

P sc∗V sc∗Za∗T aT sc

∗k

k−1∗[(PdPa ¿¿¿

k−1k

−1]}(5)

Donde

W = Potencia (HP)

Vsc = Capacidad volumétrica (MMscfd)

P = Presión (Psia)

T = Temperatura (R)

R = Constante universal de los gases = 10.73

K = Coeficiente isoentropico = Cp/Cv

Los parámetros de admisión al compresor corresponden a las condiciones del punto 1.

P=60Psia

T 1=23.88+10=33.88F

A continuación calculamos el coeficiente isoentropico.

MCp−Mcv=R

MCp−Mcv=1.986 (6)

k=C p

C v

=MC p

MCv

(7)

Remplazando la ecuación (6) en la (7) tenemos lo siguiente:

k=MC p

MC p−1.986(8)

Según la tabla 13-6 del GPSA obtenemos MCp (capacidad calorífica molar a presión constante) a temperatura 1 para el propano.

MC p=16.483BTU

lbmol∗R

Remplazando el MCp calculado en la ecuación (8) tenemos lo siguiente:

k=1.14

A continuación calculamos el factor de compresibilidad (admisión) a condiciones del punto 1.

T pr=493.52665.59

=0.74

Ppr=60615

=0.1

Usando la ecuación de Papay para el cálculo del facto r de compresibilidad tenemos lo siguiente:

Z=1−PprT pr

∗[0.36748758−0.04188423∗( PprT pr)](9)

Remplazando la temperatura y la presión pseudo reducida tenemos lo siguiente:

Zad=0.95

Remplazando la potencia del compresor de 100 HP, las condiciones admisión de la corriente 1 y las condiciones estándar tenemos lo siguiente:

100=3.0303{

14.7∗V sc∗0.95∗493.52

520∗1.14

1.14−1∗[( 250

60¿¿¿ 1.14−1

1.14−1]}

V sc=1.6MMscfd

A continuación calculamos la capacidad de procesamiento del gas de proceso MMscfd.

Realizamos un análisis de transferencia de calor en el chiller donde el gas de proceso pierde calor y el refrigerante (propano) gana calor.

QGN=−Qc 3

mGN∗Cp∗¿

Para el cálculo del flujo másico de propano, calculamos el caudal del propano a condiciones promedio entre la temperatura de entrada de propano al chiller de 23.85 F y la temperatura de salida de propano del chiller de 33.85 F.

T=23.85+33.852

=28.95 F=488.52 R

Debido a que una de las condiciones de cálculo es que la presión se mantiene constante, tenemos una presión de 60 Psia.

A continuación se describe la ecuación para el cálculo del caudal a condiciones de presión y temperatura de proceso.

qc3=

qsc∗TT sc

∗P sc

P∗Z (11)

Los valores calculados anteriormente remplazamos en la ecuación 11.

qc3=

1.6∗488.52520

∗14.7

60∗0.95=0.349MMcfd

En la ecuación anterior tomamos el factor de compresibilidad de 0.95 ya que la variación de temperatura promedio con la temperatura del punto 1 no es significativa.

A continuación calculamos la densidad del propano a las mismas condiciones de cálculo del caudal.

ρ= P∗MZ∗R∗T

(12)

En la ecuación 12 remplazamos el peso molecular del propano, la constante universal de los gases, el factor de compresibilidad, la presión y la temperatura anteriormente calculado.

ρ= 60∗440.95∗10.73∗488.52

=0.53lb

ft3¿¿

El cálculo del flujo másico se lo realiza con la siguiente ecuación.

mc 3=ρ∗qc3(13)

Los valores de densidad y de caudal calculados con la ecuación (11) y (12) remplazamos en la ecuación (13).

mc 3=0.53lbft3

∗0.349MMft3

dia=0.185MM

lbdia

A continuación calcularemos las entalpias en la corriente 4 (entrada al chiller) y la corriente 1 (salida al chiller) del propano.

Para el cálculo de las entalpias usaremos el EES.

Para el cálculo de la entalpia en la corriente 4 podemos usar las condiciones de presión y temperatura de la corriente 3 ya que h3=h4.

P3=250 Psia

T 3=112.3F

P1=60 Psia

T 1=33.85 F

A continuación calcularemos la capacidad calorífica a presión constante del gas de proceso, para este cálculo usaremos la temperatura promedio entre la temperatura de entrada (60 F) y la temperatura de salida (35 F).

T=60+352

=47.5F=507.17 R

Para el cálculo de la capacidad calorífica usaremos la ecuación de Mahmood Moshfeghian.

C p=a∗bT∗T c+d∗eP∗P f∗( SG

0.6)

0.025

(14 )

h3=h4=138.1BTU/lbm

h1=249 BTU/lbm

Las constantes a, b, d, e y f las sacamos de la siguiente tabla:

Como se puede ver necesitamos calcular la gravedad específica del gas de proceso.

COMPONENTE FRACCION MOLAR M M*YiN 0,016638 28,0134 0,46608695

CO2 0,003955 44,01 0,17405955C1 0,926368 16,043 14,8617218C2 0,028054 30,07 0,84358378C3 0,011575 44,097 0,51042278iC4 0,001977 58,123 0,11490917nC4 0,003975 58,123 0,23103893iC5 0,001378 72,15 0,0994227nC5 0,001218 72,15 0,0878787nC6 0,001538 86,177 0,13254023nC7 0,001158 100,204 0,11603623nC8 0,000739 114,231 0,08441671nC9 0,00013 128,258 0,01667354H2O 0,001296 18,015 0,02334744

MW 17,7621385

CALCULO DEL PESO MOLECULAR Y EL FACTOR DE COMPRESIBILIDAD DEL GAS

Emplearemos la siguiente ecuación para el cálculo de la gravedad específica del gas natural.

SG=MW GN

MWaire

(15)

Donde

SG=17.7629

=0.61

Con esta gravedad específica iteramos en la tabla de los factores y obtenemos los siguientes.

a = 1.284, b = 1.0059, c = -0.77, d = 0.5135, e = 1.1041, f = 0.168

Remplazamos los valores, la presión y la temperatura promedio calculado líneas arriba en la ecuación (14) y obtenemos lo siguiente.

C p=1.284∗1.005947.5∗47.5−0.77+0.5135∗1.10411∗10.168∗( 0.610.6

)0.025

C p=0.65BTUlbmF

Los datos de entalpia, flujo másico del propano, capacidad calorífica del gas de proceso y las temperaturas de entrada y salida del gas de proceso se remplazan en la ecuación 10 para obtener el flujo másico del gas natural.

mGN∗0.65∗(60−35)=−0.185∗(138.1−249 )

mGN=1.26MMlbdia

A continuación se calculara la densidad del gas natural con la ecuación (12), para el cálculo de la densidad tenemos que calcular el peso especifico del gas natural.

COMPONENTE FRACCION MOLAR M M*Yi Pc Tc(®F) Tc(®R) Yi*Pc Yi*TcN 0,016638 28,0134 0,46608695 492,8 -232,49 227,18 8,1992064 3,77982084

CO2 0,003955 44,01 0,17405955 1069,5 87,73 547,4 4,2298725 2,164967C1 0,926368 16,043 14,8617218 667 -116,66 343,01 617,887456 317,7534877C2 0,028054 30,07 0,84358378 707,8 90,07 549,74 19,8566212 15,42240596C3 0,011575 44,097 0,51042278 615 205,92 665,59 7,118625 7,70420425iC4 0,001977 58,123 0,11490917 527,9 274,41 734,08 1,0436583 1,45127616nC4 0,003975 58,123 0,23103893 548,8 305,51 765,18 2,18148 3,0415905iC5 0,001378 72,15 0,0994227 490,4 368,96 828,63 0,6757712 1,14185214nC5 0,001218 72,15 0,0878787 488,1 385,7 845,37 0,5945058 1,02966066nC6 0,001538 86,177 0,13254023 439,5 451,8 911,47 0,675951 1,40184086nC7 0,001158 100,204 0,11603623 397,4 510,9 970,57 0,4601892 1,12392006nC8 0,000739 114,231 0,08441671 361,1 563,5 1023,17 0,2668529 0,75612263nC9 0,00013 128,258 0,01667354 330,7 610,8 1070,47 0,042991 0,1391611H2O 0,001296 18,015 0,02334744 3200,1 705,11 1164,78 4,1473296 1,50955488

TOTAL 0,999999 17,7621385 667,3805101 358,4198647

CALCULO DEL PESO MOLECULAR Y EL FACTOR DE COMPRESIBILIDAD DEL GAS

111

j jg

j

jj Kñ

zx

P 1000 PSIAT 520 R

Tpr 1,450812444Ppr 1,49839557

Z 0,82

Propiedades Pseudo Reducidas

Con una P=1000 Psia, T= 35 F = 494.57 R, el peso molecular y el factor de compresibilidad calculado en la tabla anteriormente mostrado tenemos lo siguiente.

ρ= 1000∗17.760.82∗10.73∗520

=3.88lb

ft3

Se calcula el caudal con la ecuación (13)

1.61MMlbdia

=3.88lb

ft3∗qGN

qGN=0.325MMft3

dia

Con la ecuación (11) se calcula el caudal del gas natural de proceso a condiciones estándar.

0.325MMft3

dia=

qsc∗520

520∗14.7

1000∗0.82

qsc=26.995MMscfd

5.4. Calculo de la composición de la fracción de gas (Yi) y la fracción de liquido (Xi) que salen de la unidad de separación.

Para el cálculo de fracción de gas y líquido se utilizara las siguientes ecuaciones.

∑ x j=∑j

z j1+ng∗(k j−1)

=1(16)

∑ y j=∑j

z j

1+nL∗( 1k j

−1)=1(17)

Las constantes de equilibrio se sacara del simulador Hysys a un T=35 F y una P = 1000 Psia.

A continuación mostramos la tabla con los respectivos resultados.

P=1000 PSIA T=35FCOMPONENTE FRACCION MOLAR Xj Yj

N 0,016638 0,00161327 0,0167135CO2 0,003955 0,00262364 0,00396169C1 0,926368 0,25704491 0,92973143C2 0,028054 0,034018 0,02802403C3 0,011575 0,04064341 0,01142893iC4 0,001977 0,01445831 0,00191428nC4 0,003975 0,03922213 0,00379788iC5 0,001378 0,02703076 0,00124909nC5 0,001218 0,03034123 0,00107165nC6 0,001538 0,08375606 0,00112484nC7 0,001158 0,11245579 0,00059871nC8 0,000739 0,1038742 0,00022073nC9 0,00013 0,02209285 1,9634E-05H2O 0,001296 0,23101052 0,00014166

1,00018508 0,99999806

CACULO DE FRACCION DE GAS (Yj) Y LA FRACCION DE LIQUIDO X(j)

0,0006132

K10,361,513,617

0,82380,28120,13240,096830,046210,035320,01343

0,0053240,0021250,0008887

Número total de moles de líquido y gas es el siguiente:

Nl 0,005ng 0,995

A través de un proceso iterativo asumiendo el numero de moles de gas en la ecuación (16) para que la sumatoria de 1, obtenemos los resultados de la fila 4.

Restando a la unidad la fracción de moles de gas obtenemos la fracción de moles de liquido (Nl), y con la ecuación (17) obtenemos los resultados de la fila 5 de la anterior tabla.

5.5. Verificar si el gas formara hidratos a la salida del Chiller.

Debido a que nuestro gas tiene una gravedad específica de 0.61 usamos la siguiente grafica para determinar si nuestro gas forma hidratos a la salida de Chiller. Las condiciones de P = 1000 Psia y T = 35 F.

Como se puede ver en la figura, a temperaturas menores a 60 F y P = 1000 Psia ya se forman hidratos.

5.6. Calcular el caudal de gas residual y poder calorífico superior en base húmeda.

Para el cálculo del caudal de gas residual podemos realizar un balance de materia en el separador o directamente multiplicar el caudal de entrada por las moles de liquido y gas obtenidos en el anterior punto:

qsc=qG+ql(18)

qsc∗MW sc=qG∗MW G+q l∗MW l(19)

O directamente hacemos lo siguiente para obtener el caudal de gas residual estándar.

qG=26.995∗0.995=26.86MMscfd

Para el cálculo del poder calorífico en base húmeda emplearemos las siguientes ecuaciones.

Lc idealseco=∑j

y j∗Lcj (20)

Lc realseco=Lcideal secoZ

(21)

Z=1−¿¿ (22)

A continuación presentaremos una tabla con los resultados siguientes:

componente Yj Lcj (BTU/ft3) Yj*Lcj Zj yi*raiz(1-Zj_N 0,0167135 0 0 0,9997 0,00028949

CO2 0,00396169 0 0 0,9964 0,0002377C1 0,92973143 1010 939,028747 0,998 0,04157885C2 0,02802403 1769,6 49,5913237 0,9919 0,00252216C3 0,01142893 2516,1 28,7563247 0,9825 0,00151191iC4 0,00191428 3251,9 6,22504669 0,9711 0,00032543nC4 0,00379788 3262,3 12,3898198 0,9667 0,00069305iC5 0,00124909 4000,9 4,99749072 0 0,00124909nC5 0,00107165 4008,9 4,29614621 0 0,00107165nC6 0,00112484 4755,9 5,34964515 0,987 0,00012825nC7 0,00059871 5502,5 3,29442722 0,9947 4,3587E-05nC8 0,00022073 6248,9 1,37933639 0,9977 1,0586E-05nC9 1,9634E-05 6996,5 0,1373687 0,999 6,2088E-07H2O 0,00014166 0 0 0 0,00014166

1055,44568 0,04980403

CALCULO DEL PODDER CALORIFICO

La columna 2 tiene la fracción molar del gas residual que se obtuvo en el punto 5.4.

La columna 3 tiene el poder calorífico a 60 F Lcj, estos valores fueron sacados de la figura 23.2 del GPSA.

La columna 4 se obtiene con la ecuación (20).

La columna 5 tiene el factor de compresibilidad a 60 F para cada componente, estos valore fueron sacados de la figura 23.2 del GPSA.

La columna 6 se obtiene con la fracción másica multiplicado por la raíz de la resta de 1 y el factor de compresibilidad. Una vez que se obtiene la sumatoria se remplaza en la ecuación (22) y se saca el factor de compresibilidad del gas residual.

Z 0,9975

Con la ecuación 21 se saca el poder calorífico real seco, como se muestra a continuación.

Lc realseco=1055.4457

0.9975=1058.091

BTUscf

Para el cálculo del poder calorífico ideal bruto en base húmeda tenemos la siguiente ecuación.

Lc idealhumedo=(1−0.0175 )∗Lc ideal seco+0.9(23)

Remplazando los valores en la ecuación (23) tenemos lo siguiente:

Lc idealhumedo=(1−0.0175 )∗1055.44+0.9=1037.875BTUscf

Lc realhumedo=1037.875

BTUscf

0.9975=1040.476

BTUscf

5.7. Calcular el caudal de líquido y gravedad API.

De la misma marera que se calculo el caudal de gas residual en el punto 5.6, calcularemos el caudal de líquido.

q l=26.995∗0.005=0.1349MMscfd

Para calcular la gravedad API usaremos la siguiente ecuación:

MW= 5954API−8.8

(24)

Necesitamos calcular el peso molecular de la fracción molar liquida. A continuación se muestra una grafica con este cálculo.

componente Xj M Xj*MN 0,001613272 28,0134 0,045193243

CO2 0,002623636 44,01 0,115466218C1 0,257044908 16,043 4,123771461C2 0,034018002 30,07 1,022921324C3 0,040643412 44,097 1,792252558iC4 0,014458307 58,123 0,840360185nC4 0,039222129 58,123 2,279707803iC5 0,027030765 72,15 1,95026967nC5 0,030341227 72,15 2,189119507nC6 0,083756062 86,177 7,21784614nC7 0,11245579 100,204 11,26851995nC8 0,103874198 114,231 11,86565355nC9 0,022092851 128,258 2,833584838H2O 0,231010525 18,015 4,161654606

1,000185084 51,70632106

CAUDAL DE LIQUIDO Y GRAVEDAD API DEL MISMO

Remplazando en la ecuación (24) tenemos lo siguiente:

51.71= 5954API−8.8

API = 123.95

5.8. Evaluación y comparación de la temperatura de roció del gas de proceso y gas residual.

Para el análisis de la temperatura de roció se presenta la siguiente figura.

Como se puede ver la figura anterior la curva del punto de roció esta expresada por la siguiente expresión.

∑ Zik i

=1

Bajo este análisis calculamos la temperatura de roció para el gas de proceso (entrada al separador) y el gas residual.

A continuación se presenta tablas de resultados. Las constante K fueron obtenidos del simulador Hysys.

COMPONENTE FRACCION MOLAR Ki (101,7 F) Zi/KiN 0,016638 146 0,000113959

CO2 0,003955 56,24 7,03236E-05C1 0,926368 1496000 6,1923E-07C2 0,028054 74920000 3,74453E-10C3 0,011575 9846000000 1,1756E-12iC4 0,001977 0 0nC4 0,003975 0 0iC5 0,001378 0 0nC5 0,001218 0 0nC6 0,001538 0 0nC7 0,001158 0 0nC8 0,000739 0 0nC9 0,00013 0 0H2O 0,001296 0,001296 1

1,000184902

CALCULO DE LA TEMPERATURA DE ROCIO DEL GAS DE PROCESO

CALCULO DE LA TEMPERATURA DE ROCIO DEL GAS RESIDUALCOMPONENTE

FRACCION MOLAR ki (35 F) Zi/Ki

N 0,016713501 7,9920,002091279

CO2 0,00396169 1,1780,003363065

C1 0,929731433 2,7820,334195339

C2 0,02802403 0,63360,044229846

C3 0,011428928 0,21630,052838315

iC4 0,00191428 0,10190,018785867

nC4 0,003797879 0,074480,050991927

iC5 0,001249092 0,035540,035146079

nC5 0,001071652 0,027170,039442478

nC6 0,001124844 0,010330,108890988

nC7 0,000598715 0,0040950,146206258

nC8 0,000220733 0,001634 0,13508731

4

nC9 1,96339E-050,0006836

0,028721352

H2O 0,000141656 1,058 0,000133891,000123997

La temperatura de roció del gas de proceso es de 101.7 F, la temperatura de roció del gas residual es de 35 F. La diferencia de las temperaturas es que la corriente de gas residual es más liviano que la corriente de gas de proceso.

La corriente de gas de proceso entra al separador, los componentes más livianos salen por arriba (gas residual) y las corrientes pesadas salen por la corriente de abajo (liquido). Es por eso que la temperatura de roció del gas residual es menor a la temperatura de gas de proceso.

5.9. Calculo de GPMc3+ para el gas residual y determinar la cantidad de toneladas de propano y n butano que es posible extraer de esa corriente.

A continuación se muestra una tabla con los resultados de los GPMc3+.

COMPONENTE FRACCION MOLAR MWDENSIDAD RELATIVA GPM

DENSIDAD (lb/gal)

DENSIDAD DEL C3 Y n C4

N 0,016713501 28,0134CO2 0,00396169 44,01C1 0,929731433 16,043C2 0,02802403 30,07C3 0,011428928 44,097 0,50698 0,313236312 4,2268 0,048307791iC4 0,00191428 58,123 0,56286 0,062287582nC4 0,003797879 58,123 0,58402 0,119099462 4,8691 0,018492251iC5 0,001249092 72,15 0,62441 0,04547882nC5 0,001071652 72,15 0,63108 0,038605942nC6 0,001124844 86,177 0,59665 0,051193213nC7 0,000598715 100,204 0,68805 0,027474723nC8 0,000220733 114,231 0,70678 0,011241254nC9 1,96339E-05 128,258 0,72193 0,001099119H2O 0,000141656 18,015

0,669716427 0,066800042

CALCULO DE GPM (GALONES DE C3+POR MILES DE PIES CUBICOS)

Para el cálculo de los GPM de cada componente se uso la siguiente formula.

GPM j=0.3151∗y j∗M j

GOJ

;⌈ galMscf

⌉(25)

Para el cálculo de las toneladas de C3 y n C4 se suma los GPM de cada componente y se saca la densidad como se muestra en la fila 7 de la tabla.

GPMC 3 , n−c4=GPMC 3+GPMnC 4(26)

Se remplaza los valores de la fila 5 del propano y n butano en la ecuación (26) y tenemos lo siguiente.

GPMC 3 , n−c4=0.31323631+0.11909946=0.43233577

Los galones de propano y n butano se multiplica por el caudal del gas residual obtenido en el ítem 5.6, y se tiene lo siguiente.

Qc 3 ,nc 4=0.43233577∗26850=11611.578galdia

Este caudal de propano y n butano se lo multiplica por la densidad calculada en la fila 7 de la tabla.

m=11611.578∗0.0668=775.654lbdia

Y por ultimo llevamos de lb a toneladas métricas.

m=775.654lbdia

=0.3428tndia

Como se puede ver la cantidad de propano y n butano es bastante baja, esto debido a que nuestro gas bastante liviano.

6. Simulación de la planta LTS

La simulación se efectúa con HYSYS, utilizando Peng Robinson como paquete termodinámico.

A continuación se muestra a detalle el procedimiento de simulación de la planta LTS.

Primer PasoPara el obtener el caudal de propano requerido, se empezó la simulación por el compresor, ya que se tiene como valores de entrada la potencia del compresor, presión de admisión y de descarga, temperatura de admisión (esta temperatura es la que fue calculado en el ítem 5.2 T1=33.85 F) y la composición de refrigerante (propano).La eficiencia adiabática fue considerada 100%.

A continuación mostramos las siguientes figuras extraídos de la simulación.

En la figura anterior podemos ver la composición que fue ingresada a la entrada del compresor. Propano 100%.

En la anterior figura mostramos los valores de presión y temperatura que fueron ingresados a la entrada del compresor (P= 60 Psia y T= 33.85 F).

En la anterior figura mostramos la presión que fue ingresada a la salida del compresor (250 Psia).

En la anterior Figura mostramos la potencia de 100 hp y la eficiencia adiabática de 100% que fueron ingresados al simulador.

Con estos valores se obtiene la capacidad volumétrica de propano en el sistema. Este valor que calcula el simulador nos da 1.783 MMscfd.

Segundo PasoA la salida del condensador se ingresa la temperatura de sub enfriamiento calculado en el ítem 5.2 (T3=112.3)

Tercer pasoSe ingresa la presión de salida de la válvula Joule Thompson (60 Psia).

Cuarto pasoSe ingresan los valores de presión, temperatura y composición del gas de proceso, para poder hacer la simulación de transferencia de calor entre el propano y el gas y así obtener el caudal de gas natural.A continuación se muestra las siguientes figuras extraídas del Hysys para que se pueda ver qué valores fueron ingresados al simulador.

En la figura anterior se muestra la cromatografía del gas que fue ingresada.

En la anterior figura se muestra las condiciones de presión y temperatura de la corriente de entrada al intercambiador de calor, que fueron ingresados al simulador (P=1000 Psia y T=60 F).

En la figura anterior se muestra el valor de temperatura que fue ingresado a la salida del intercambiador de calor (35 F).

Con estos valores obtenemos el caudal a condición estándar del gas de proceso. Este valor es igual a 27.6 MMscfd

Quinto pasoEl último paso de la simulación la corriente de gas de salida del intercambiador de calor es llevado a una unidad de separación donde obtenemos los caudales de gas residual y condensado. (Gas residual es27.46 MMscfd y el Condensado 0.1381 MMscfd)

A continuación mostramos el diagrama de procesos.

7. Tabla comparativa de los caudales obtenidos en los cálculos manuales y la simulación.

CALCULO MANUAL

SIMULACION

CAUDAL DE PROPANO (MMscfd)

1,6 1,783

CAUDAL DE GAS NATURAL

(MMscfd)26,995 27,6

CAUDAL DE GAS RESIDUAL

(MMscfd)26,86 27,46

CAUDAL DE CONDENSADO

(MMscfd)0,1349 0,1381

TABLA COMPARATIVA DE RESULTADOS ENTRE LA SIMULACION Y LOS CALCULOS MANUALES

Como se puede ver en la tabla anteriormente mostrada los cálculos manuales son casi iguales que los resultados obtenidos mediante el Hysys, por lo tanto se puede asegurar que los cálculos manuales tienen una aceptada precisión.