Manual-Estaciones de Compresion-Descompresion de GN.pdf

Dr. Jorge Barrientos

E s st t a a c ci i o on n e e s s d d e e C C o om mp p r r e es s i i ó ó n n- - D D e e s sc c o o m mp p r r e e s si i ó ó n n d d e el l G G a as s N N a at t u ur r a al l

ADVERTENCIA

Esta obra es propiedad Intelectual del Dr. Jorge Barrientos , Ingeniero Petrolero, Magister en Ingeniería de Gas, Doctor Honor y Causa; con una amplia experiencia docente en el área de Gas. Está protegida por Derechos de Autor y/o Copyright

© .

Está expresamente prohibida su reproducción parcial o total y restringido su uso sin la autorización previa, de su autor intelectual . Cualquier violación de estas disposiciones es contraria a la ley e implica acciones civiles y penales a los infractores. Cualquier información sobre esta obra puede solicitarse a: [email protected]


I


ADVERTENCIA

Esta obra es propiedad Intelectual del Dr. Jorge Barrientos , Ingeniero Petrolero, Magister en Ingeniería de Gas, Doctor Honor y Causa; con una amplia experiencia docente en el área de Gas. Está protegida por Derechos de Autor y/o Copyright

© .

Está expresamente prohibida su reproducción parcial o total y restringido su uso sin la autorización previa, de su autor intelectual . Cualquier violación de estas disposiciones es contraria a la ley e implica acciones civiles y penales a los infractores. Cualquier información sobre esta obra puede solicitarse a: [email protected]


I


OBJETIVO

Formar el Recurso Humano de PDVSA Gas en el área de Ingeniería de Gas, suministrándole conocimientos y desarrollándole destrezas afines al desempeño de sus funciones. Al finalizar el curso el participante deberá estar en capacidad de: Discriminar los parámetros que definen a los compresores reciprocantes y centrífugos señalando las variables de las cuales dependen y su interrelación.

OBJETIVO ESPECÍFICOS

1. Identificar un compresor reciprocante y sus partes reconociéndolas en la gráfica elaborada para tal fin. 2. Calcular la eficiencia volumétrica para un compresor reciprocante utilizando la formulación analizada. 3. Calcular el volumen desplazado por un pistón, en un cilindro definiendo los parámetros y ecuaciones existentes para tal fin. 4. Calcular el volumen de gas manejado, aplicando las fórmulas pertinentes. 5. Identificar los factores que inciden en los requerimientos de potencia que necesita un compresor reciprocante, utilizando los 3 métodos existentes para tal fin. 6. Determinar la temperatura de descarga de gas, utilizando las fórmulas existentes. 7. Calcular las cargas de tensión y compresión, utilizando la formulación establecida. 8. Calcular la compresión por etapas, interpretando las ecuaciones desarrolladas por el participante. 9. Definir procesos termodinámicas.


de

expansión

basándose

en

las

leyes

II

E s st t a a c ci i o on n e e s s d e e C o om mp p r r e es s i i ó ó n n- - D D e e s sc c o o m mp p r r e e s si i ó ó n n d e el l G a as s N a at t u ur r a al l

CONTENIDO

I.- COMPRESORES 1.- Introducción 2.- Compresores Reciprocantes a. El Trabajo de Compresión b. Botella de Cilindros c. Compresión de Mútiples Etapas d. Temperaturas Isentrópicas de Compresión e. Computo de Factor K 3.- Compresores Centrífugos 4.- Otros métodos de calcular los requerimientos de compresión a. Los Diagramas de Mollier b. Los Diagramas Entropía-Entalpía II. EXPANSORES 1. Proceso Convencional 2. Reciclaje De Residuos 3. Diseño G.S.P 4. Proceso C.R.R. 5. Proceso S.D.R. III.- EXPANSIÓN CON VÁLVULAS JOULE THOMSON 1. Formación De Hidratos En El Gas Natural a. Estructura de Hidratos del Gas Natural b. Condiciones que Favorecen la Formación de Hidratos del Gas Natural Dr. Jorge Barrientos

III

E s st t a a c ci i o on n e e s s d e e C o om mp p r r e es s i i ó ó n n- - D D e e s sc c o o m mp p r r e e s si i ó ó n n d e el l G a as s N a at t u ur r a al l c.

d. e.

f.

Condiciones de Formación de Hidratos para Componentes del Gas Natural Comportamiento de Fases del Sistema Propano – Agua Curva Características de Formación de Hidratos para el Gas Natural Métodos de Predicción de Hidratos del Gas Natural

2. Inhibición de Hidratos a. Determinación de la Concentración Mínima de Inhibidor b. Determinación del Flujo de Inyección de Inhibidor c. Pérdida de Inhibidor a la Fase de Hidrocarburo d. Perdidas del Glicol e. Regeneración del Inhibidor - Glicol f. Regeneración del Inhibidor – Metanol g. Proceso Típico de Inyección de Eg a una Sistema de Refrigeración h. Cristalización del Glicol i. Inhibición de Hidratos por Calentamento Indirecto


IV


CAP. I. COMPRESORES DEL GAS NATURAL

1.- INTRODUCCIÓN De primordial importancia en las operaciones de manejo de caudales de gas en el campo, es la compresión del mismo. El gas natural a comprimirse puede provenir de una estación recolectora, una unidad de tratamiento, o sencillamente el mismo pozo productor. La razón por la cual se comprime un gas es para elevarlo de un nivel de energía a otro de mayor valor mediante el “trabajo ejercido” sobre el fluido por un compresor. El nivel incrementado de energía se refleja en una presión elevada del gas, y conjuntamente una posible temperatura elevada. Esta dependería del equipo instalado que se utilizaría para intercambiar la energía adquirida por el gas con un agente ajeno de enfriamiento. El propósito de este capítulo no es de proporcionar una descripción completa del comportamiento mecánico de un compresor. Este tema es uno completo en sí mismo, cuyas metas abarcan otro propósito no incluido en este tratamiento. El aspecto que se propone tratar en este capítulo es el de la teoría aplicada de compresión de gas, la descripción del proceso y la elaboración de las ecuaciones necesarias para aplicaciones de diseño. Con este procedimiento se espera hacer llegar al lector una base teórica referente a los aspectos principales de la compresión del gas en el campo de operaciones petroleras. Se tratarán en secciones separadas del capítulo los componentes Reciprocantes y centrífugos, desarrollando en cada sección la teoría idónea a cada tipo.


I-1


COMENTARIOS GENERALES La compresión de un gas se efectúa mediante dos mecanismos distintos. La compresión reciprocante y la centrífuga. La compresión reciprocante se efectúa con una unidad independiente que suministra la energía requerida a los cilindros de compresión. en éstos el proceso de compresión / expansión del gas se lleva a cabo en forma cíclica, respectiva, o de carácter reciprocante. Por la naturaleza del mecanismo y las consideraciones mecánicas del diseño, un compresor reciprocante es básicamente una instalación de capacidad constante. Expresado de otra manera, la energía total requerida para comprimir un gas en un compresor reciprocante, sería en función a los requerimientos inherentes del mecanismo (fricción interna, transferencia de calor, etc.) pero la capacidad del mismo se mantiene relativamente constante. El gráfico 1 contiene una curva típica de una instalación reciprocante indicando la variación acentuada del BHP (“Caballaje”) en función al volumen de descarga. De la forma vertical de la curva proviene la caracterización de “capacidad constante” de un compresor reciprocante. Al contrario, las instalaciones centrífugas se consideran unas de capacidad variante para un requerimiento de potencia relativamente constante. En general, los compresores reciprocantes se utilizan para aplicaciones de baja y mediana capacidad mientras que los centrífugos se utilizan para caudales mayores. La tabla I-1 presenta un lineamiento general de los límites y rangos de cada tipo de instalación.


I-2


Fig. I-1

Tabla I-1. (NGPSA sección 5) Límites de utilización para los compresores Reciprocantes y centrífugos Tasa Nominal (PCN/MIN) ≤ 500 500 – 7.500 7.500 – 100.000 ≥ 100.000 * No

Compresor Reciprocante Reciprocante/Centrífugo Centrífugo Axial*

tratado en este manual


I-3


2.- COMPRESORES RECIPROCANTES. La fig. I-2 indica las cuatro (4) etapas básicas de un compresor reciprocante. Estas son: 1. 2. 3. 4.

Compresión Descarga a presión constante Expansión Succión a presión constante

Se observa en la fig. I-2 que el punto de inicio de la compresión corresponde al punto No 1 donde el pistón se ha extendido a su carrera máxima. La compresión del gas se considerará isentrópica inicialmente, luego corrigiendo este proceso para acatarlo a las realidades del mismo. Por consiguiente, se utiliza la ecuación politrópica, PV k = B, para simular el proceso ideal de compresión / expansión.

Fig. I-2


I-4


Se nota que sólo cierto volumen de gas admitido durante la etapa de succión, se despoja en la etapa de descarga. Por esto es necesario definir un término identificado como la “eficiencia volumétrica” de un compresor reciprocante. De la figura 3 se nota: Ec. 1

VD = V1 − V3

donde: VD = Volumen de desplazamiento V1 = Volumen máximo del cilindro en función de la carrera – pie 3 V3 = Volumen “mínimo” del cilindro – pie 3 Análogamente el volumen de descarga es: VDE = V2 − V3

Ec. 2

V1 − V4

=

donde: VDE = Volumen de descarga V2 = Volumen de cilindro al inicio de la descarga La eficiencia volumétrica se define: EV

=

V1 − V2 VD

Ec. 3

Ahora: FM =

V3 VD

Ec. 4

donde: FM = El espacio “muerto”, inutilizable del cilindro expresado como una fracción del desplazamiento. También por la relación politrópica: K

 V3     V4 

=

P4 P3

=

P1 P2

Ec. 5

Reemplazando:


I-5


1  P2  K

VD + FMVD − FMVD  EV

Finalmente: EV



  P1 

=

VD

1   K   P   = 1.00 − FM  2  − 1 P  1    

Ec. 6

Ec. 7

Esta ecuación indica la eficiencia volumétrica como función solo de la relación de presiones de descarga, P 2, a succión, P1, y la fracción muerta, FM, del volumen de desplazamiento. En la actualidad esta ecuación requiere cierta corrección para incluir factores tales como: 



Una presión, P2, mayor que la politrópica en el cilindro durante la descarga por los efectos de fricción y otros factores no-ideales. Un “pre-calentamiento” del gas de succión por el gas expandido del volumen muerto.

Se ha observado que una corrección, aunque empírica de naturaleza, es aplicable a la ecuación 7. Esta corrección se efectúa sencillamente restando a la relación el factor R, la relación de presiones P 2 /P1. EV

=

100 − R − %FM R 

1 k − 1 



Ec. 8

donde: %FM = es el factor de volumen muerto expresado en un porcentaje. La ecuación 8 es aplicable a la gran mayoría de las instalaciones Reciprocantes y se utiliza para obtener la capacidad efectiva de un cilindro. Capacidad = PD E V

Ec. 9

Ahora, para un compresor de acción sencilla:


I-6


PD =

AP C RPM 1728

Ec. 10

donde: PD = Capacidad del cilindro en pie 3 /min AP = Área del pistón –pul2 C = Carrera – pul RPM = Revolución por minuto de la unidad 1728 = pul3 /pie3 Para el caso de un cilindro de “doble acción”, donde se desplaza gas en un 100% del ciclo. PD =

AP C RPM (AP − A V ) C RPM + 1728 1728

PD =

2 C RPM  AV  − A P 1728  2 

Ec. 11

Ec. 12

donde: AV = Área del vástago – pul2 a.- EL TRABAJO DE COMPRESIÓN. Se intenta calcular el trabajo requerido para comprimir un gas de presión P1 (o P s: succión) a presión P 2 (o P D: descarga). El balance de energía estipula: − dW = dQ + dWf + VdP

Ec. 13

Para el proceso isentrópico: − dW = VdP


Ec. 14

I-7


Siendo el trabajo negativo porque es ejercido por el sistema. Utilizando la ecuación politrópica: PD

∆W

=

B

1 k

∫

dP

PS

Ec. 15

1 P k

Integrando: P

∆W

=

 k −1  D 1 P k  Bk   k − 1  k PS

EC. 16

k −1   k −1  k  1k  k ∆W =   B PD − Ps k     k − 1   

Ec. 17

Ahora: 1 1 K B = PS K

VS

Ec. 18

K −1    Pd  K   K  − 1   VS PS   P  K − 1   S    

Ec. 19

y:

∆W

=

Expresando la presión de succión en Lpca y convirtiendo la expresión a “Caballos de Fuerza”.  144 106  k   HP = Q P   R 33000 24 x60 g S  k − 1   

k −1  k − 1

 

Ec. 20

donde: Qg = MMPCND


Ec. 21

I-8


En muchas aplicaciones de compresión se utiliza una presión de succión de 14.4 lpca. Por consiguiente, el requerimiento de la compresión por cada MMPCND según la ecuación 21 es:  HP  k   = 43.6   R Qg  k − 1  

k −1  k − 1



 

Ec. 22

Utilizando la relación

BHP =

HP

Ec. 23

n

∏ Ei

i =1

donde: n

∏ Ei

= La productora de las eficiencias mecánicas, pérdidas de

fricción, etc.

i =1

Muchos años de experiencia en la aplicación de la teoría de compresión a instalaciones múltiples ha demostrado que la productoria se aproxima en un valor de .833. Se le recuerda al lector que la tasa comprimida, Q g, es expresada a 14.4 Lpca y no a 14.7 como designado en capítulos anteriores. Sin embargo, la diferencia es mínima y se ha decidido no variar la nomenclatura de Qg (MMPCND) con el entendido que lo que concierne a compresión de gas la designación “normal” se refiere a 14.4 Lpca. Se nota que: VB PB ZB TB Dr. Jorge Barrientos

=

PS PD 1440 EV TS ZS

Ec. 24

I-9


Por lo que:  P   T   Z  VB = 1440  S   B   B  PDE V  PB   TS   ZS 

Ec. 25

Luego:

Qg

10 −6  V P  520  B B  = 14.4  ZB  TB

Ec. 26

donde: VB = Caudal – pie3 /día (a TB y PB) PB = Presión base – Lpca TB = Temperatura base – Rº b.- BOTELLAS DE CILINDROS. En muchas instalaciones Reciprocantes se utiliza una facilidad llamada una “botella” que va unida al cilindro (o cilindros) del compresor. La botella tiende a incrementar la capacidad del cilindro por un volumen ∆V con los siguientes efectos: 

Balancear el trabajo de múltiples cilindros



Reducir caballaje



Reducir caudales comprimidos



Reducir la eficiencia Volumétrica

Referencia a la fig. III-3 indica las reducciones mencionadas con la siguiente igualdad:


I-10


EV1 =

EV2

V1 − V4 C1 = PD PD

V1B V4B PD

=

=

C2 PD

Ec. 27

Ec. 28

Por lo que:  C  EV2 =  2  EV1  C1 

Ec. 29

Figura I-3 Las siguientes relaciones resultan de la fig. I-3 V1 − V3

=

V1B − V3B

Ec. 30

Donde el suscrito “B” indica con botella V1B − V4B < V1 − V4


Ec. 31

I-11


c.- COMPRESIÓN DE MULTIPLES ETAPAS Por consideraciones mecánicas y las fuerzas de tensión y compresión a las cuales se exponen los vástagos del pistón y los demás componentes de un compresor, la relación de presión máxima que se suele utilizar para cualquier etapa sencilla es de aproximadamente: RMAX = 5.0 (practico: por etapa) Por lo tanto, en una instalación que debe comprimir un gas a una relación mayor que 5, se utilizarían “múltiples etapas”. En éstas, el gas se recoge de la descarga de un cilindro introduciendo este a la succión de otro, logrando de esta manera la presión de descarga requerida, con “n” etapas. De interés aquí es la determinación del nivel “óptimo” de la presión entre etapas, P E. Consideren que esta presión óptima debe resultar de tal manera que el trabajo efectuado sea el mínimo: k −1 k −1   k k       d∆W k  T P  P  (∆W ) =  − 1 +  E   D  − 1 ≡ 0   PS VS   E  dPE P  k − 1   TS   PE    S    

Ec.32

donde: TE = Temperatura entre-etapas - ºR Ts = Temperatura de succión - ºR Diferenciando:


I-12




 k −1   k 

− d∆W  k   =  PS VS PS   dPE  k − 1 



 k −1   1− 2k       P K  

TE   k − 1   k  k − 1  − 1k   − P   E   PD   k T k     S  

E

 

Ec. 33 Resolviendo:  k −1    k 

−

PS 2k − 2 PE k

k −1

−1

k

PE

=

1−2k

 TE  k   PD PE k  TS 

n

=

k −1  TE    (PD PS ) k  TS 

PE2

 TE    (PD PS )  TS 

donde n =

Ec. 34 k k −1

Ec. 35

n

=

Ec. 36

n

R =

 TE    PD PS  TS 

Ec. 37

Igualmente: n

R =

 TE  PD    TS  PS

Ec. 38

Cuando TE = TS R =

Note que R

=

PD PS PD PE = PE PS

Ec. 39 Ec. 40

Esta ecuación nos indica que la presión óptima para una compresión de dos etapas es la raiz de la relación de presiones de descarga/succión. La fig. I-4 representa el concepto gráficamente:


I-13


Figura I-4 Para el caso de “n” etapas surge lo siguiente: ∆W

=

k −1 k −1    Pn−2   P1  k  Pn−1  k  PD  k   − 1 + ...    − 1 +  − 1 +  PS VS  − 1 k −1 P  Pn− 2   Pn−3   PS   n−1    

Ec. 41 Cuando: TS = Tn-1 = Tn-2 = . . . . . . . Tn-i Por las consideraciones de la ecuación 39 se arrojan las siguientes ecuaciones: R n −1 =

PD Pn− 2

Ec. 42

Rn − 2

=

Pn−1 Pn−3

Ec. 43

Rn − 3

=

Pn− 2 Pn− 4

Ec. 44

Pn−i+1 PS

Ec. 45

R n −i =


I-14


Se nota que:  P   PD   Pn−1   Pn−2   . . . . . . .  1        Pn−1   Pn−2   Pn−3   PS 

=

PD PS

Ec. 46

Ahora: Pn−1 Pn−2

=

R n −1 =

PD Pn−2

Ec. 47

Pn−2 Pn−3

=

R n− 2 =

Pn−1 Pn−3

Ec. 48

PD Pn−2

Ec. 49

y

También:

Pn−1 = Pn−2

=

Pn−1 Pn−3

Ec. 50

R n −1

=

PD Pn−2 Pn−1 Pn−3

Ec. 51

Por las ecuaciones 51 y 47 se nota que:

PD Pn−1

=

PD Pn−2 Pn−1 Pn−3

Ec. 52

R n-1 = R n-2

Ec. 53

R n-2 = R n-3

Ec. 54

R n-i = R n-i-1

Ec. 55

Lo que indica:

e igualmente:


I-15


Reemplazando esto en la ecuación 46 Rn =

PD PS

Ec. 56

P n D PS

Ec. 57

o finalmente R =

La relación de presión óptima es entonces: (T constante) Igual para todas las etapas La “n” raíz de la relación de presión de descarga a succión. 



d.- TEMPERATURAS ISENTRÓPICAS DE COMPRESIÓN. Se han desarrollado varias relaciones de compresión que incluyen los factores necesarios para computar algunos parámetros de interés. Estos, por la naturaleza de las ecuaciones son factores ISENTRÓPICOS. ISENTRÓPICOS. Para la computación de la temperatura adiabática que resulta en la compresión de un gas de presión P S a PD tenemos: dU = -dW

Ec. 58

CVdT = PdV

Ec. 59

CV dT T

=

dT T

dT k− = T

TS


dV V

Ec. 60

Cp − CV  dT dP  − CV  T P 

TD

∫

R

=

Ec. 61

PD

∫

(k − 1)

dP P

Ec. 62

PS

I-16


 TD   T  S 

ln

 PD   P  S 

ln

Ec. 63

 k −1    R k 

Ec. 64

=

TD = TS

La temperatura de descarga TD es, entonces, función de tres variables. 





La temperatura succión, T S La relación de presiones, R El factor k, Cp /CV

Para preservar la identidad de las ecuaciones de presiones óptimas “entre-etapas”, se le recuerda al lector que la temperatura de descarga ha sido asumida igual a la de succión. Bajo condiciones actuales de compresión, este fenómeno casi nunca se cumple, causando ciertas variaciones en el valor óptimo de R. e.- COMPUTO DE FACTOR k En muchas de las ecuaciones de compresión, surge la necesidad de computar el factor, k, la constante politrópica. En dicho cómputo para un gas de una composición conocida, se utiliza la teoría de fracciones molares según el siguiente desarrollo: n

∑M C i

i =1


pi

n

yi −

∑M C i

vi

yi = 1.99

Ec.65

i=1

I-17


n

∑M C i

k(T ) =

n

pi

yi

i =1

Ec. 66

∑M C i

pi

yi − 1.99

i =1

donde: Cp = BTU/LIB ºF (a temperaturas indicadas) CV = BTU/LIB ºF (a temperaturas indicadas) Mi = Peso molecular del componente “i” yi = Fracción molar del componente “i” en el gas n = Número de componentes (ver tabla A-1) k(T) = Función de temperatura 3.- COMPRESORES CENTRÍFUGOS. Se ha notado que el compresor centrífugo cumple su función óptimamente para instalaciones cuyos caudales exceden los 500 pies3 /min. La instalación centrífuga puede ser de una etapa o varias, pero distinto a los compresores Reciprocantes, estas están contenidas en una sola armadura. Por consiguiente, los compresores centrífugos no tienen límite en cuanto a la relación de compresión, R, como la presión de succión P S se convierte en la presión de descarga P D, mediante una acción rotativa monodireccional. Las ecuaciones que se desarrollan para las aplicaciones centrífugas, son similares a las Reciprocantes: ∆Wt


=

 k −1  k    PS Q f R k   k − 1  

 − 1  

Ec. 67

I-18


donde: ∆Wt =

lib – pie/min PS = lib/pie2 Ahora Qf

Wm ZRT PM´ M

=

Ec. 68

donde: Qf = pie3 /min – caudal comprimido Wm = lib/min – masa comprimida P + PD Z = factor del gas comprimido  y T  @ S 2  

R = 1544 – constante de la ecuación T = ºR – temperatura M = lib/mole – peso molecular También:  ∆W  HAD =  t  =  Wm 

LIB − PIE MIN LIB MIN

PIES

=

Ec. 69

La ecuación 70 define lo que se ha llamado la potencia del compresor expresado en unidades de “pies”. Siguiendo: HAD


=

k  1544     k − 1 

k −1  ZT  k R − 1 M  



Ec. 70



I-19


Se entiende que la potencia adiabática representada por la ecuación 70 requiere un factor de corrección para convertirla a una expresión real. Este factor se define a continuación: HADC

=

HAD

Ec. 71

γ γ AD

donde: HAD = La potencia adiabática corregida γ AD = Eficiencia adiabática (< 1.0) El GHP, (caballaje) requerido, se desarrolla: GHP =

HADC WM 33000

Ec. 72

En aplicaciones de compresores centrífugos se suele utilizar este término que se designa el “caballaje total del gas”, GHP, corrigiendo este para las pérdidas incurridas en los sellos y rolineras del mecanismo de compresión, resulta en el BHP: BHP = GHP + 50

Ec. 73

La ecuación final tiene la forma: BHP =

 k  α   k − 1 

k 1  PS QgS  k− R − 1 + 50

γ γ AD

 

 

Ec. 74

donde: QgS = MMPC / D @ PS (LIB/PUL2) 144 x 106 α = 24 x 60

Muchos fabricantes de compresores reciprocantes especifican un patrón politrópico de compresión en vez del adiabático-reversible. En éste se admiten ciertas irreversibilidades en la especificación de los Dr. Jorge Barrientos

I-20


coeficientes de corrección ideales. La teoría del patrón de la compresión politrópica exige: HAD

Hp

=

γ γ AD

γ γ p

=

GHP

Ec.75

donde: Hp

=

n  1544     n − 1 

ZT M

 n−1  R n − 1    

Ec. 76

γ p =

La eficiencia politrópica n = La constante politrópica Debe notarse que el factor γ p es siempre mayor que mayor que HAD. Se nota que:  k     k − 1 

=

1  n    γ γ p  n − 1 

γ AD,

siendo Hp

Ec. 77

y:

1 γ γ AD

=

 n−1   R n − 1      k −1   R k − 1    

Ec. 78

Debe notarse que, aunque definidas las eficiencias γ AD y γ p, no se ha estipulado la manera de computarlos. Esto se logra mediante la teoría de compresión y las definiciones (Ecs. 77 y 78). El siguiente procedimiento define los valores necesarios para calcular el GHP: 1. Conocer “n” del proceso politrópico mediante la ecuación 76. n > k, Hp > HAD. 2. El valor γ p se computa con la relación (Ec. 77). Dr. Jorge Barrientos

I-21


3. Los valores n y γ p define el GHP, valor menor que el BHP. GHP < BHP 4. El valor de γ AD se computa mediante la ecuación 78 para cada valor de R. Para lograr el caballaje total (actual) requerido, se utiliza la relación (ec. 74) que convierte el GHP al BHP. BHP

Requerimiento Actual 50 (constante: Aprox.)

GHP

Hp C γ γ p

Hp

HAD C γ γ AD

HAD Politropica Adiabática

C =

Wm 33000

Figura I-5 La figura I-5 muestra en forma gráfica los valores relativos de la compresión centrífuga. 4.- OTROS MÉTODOS DE CALCULAR LOS REQUERIMIENTOS DE COMPRESIÓN. El propósito de computar los requerimientos de energía mediante la compresión de un gas es de desarrollar una expresión de unidades: LIB - PIE


I-22


Existiendo una relación entre todas las formas de energía se pueden también utilizar las propiedades termodinámicas de un gas o mezclas de gases para lograr el cómputo del BHP. Las cartas o diagramas MOLLIER y las de entalpia-Entropia, se aplican con esta finalidad. Las cartas MOLLIER tienen aplicación para aplicación de componentes sencillos (metano, propano, amoníaco, etc.) mientras que las cartas Entropía-Entalpia tienen aplicación para las mezclas de gases. a.- LOS DIAGRAMAS MOLLIER.

Figura I-6 Para condiciones isotérmicas de compresión, relacionadas con un solo componente, se definen las siguientes relaciones: dH = dU + d P V

Ec. 79

Para un gas ideal: d (PV ) = 0


Ec. 80

I-23


Por lo que estipula dH = 0. Sin embargo, el comportamiento no ideal del gas define un valor explicito para el producto PV y por consiguiente, un valor explicito para dH. Ahora con: (dWf = 0) TdS = dH

Ec. 81

dH T

Ec. 82

dS =

Esta última ecuación indica que el cambio de entropía está asociado con dH, y por consiguiente, las características no ideales del gas. Igualmente, se nota que para valores incrementados de temperatura, T, el dS es MENOR en comparación con el dS de temperatura menores. Con relación a la figura -6, cada línea isotérmica indica los valores relativos de S. Nótese, que para un valor absoluto de H, una línea vertical ¡sentálpica define valores disminuidos de S. Por lo tanto: Una línea de compresión de S = constante tiene pendiente positiva con respecto a la variación de P con H. La compresión isentrópica, según la carta Mollier se logra mediante los siguientes pasos (figura -6): La presión y temperatura de succión se identifican en el gráfico, punto A Este define el valor H A. Se procede isentrópicamente (S = constante) a la presión de descarga. PD1, el punto B. Se nota el valor de la entalpia, H B. El trabajo de compresión se nota ∆HCM1 = HB - HA 





El “caballaje” requerido para la compresión se define:


I-24


778 ∆H Q 33000 CM1 M

HP1 =

Ec. 83

Donde: ∆HCM1

BTU (CM = CARTA MOLLIER) LIB

=

QM = MASA COMPRIMIDA – LIB/MIN El BHP se define: BHP =

HP1

Ec. 84

n

Ei ∏ i 1 =

Donde: n

Ei ≅ .85 ∏ i 1

Ec. 85

=

Es de interés notar que la carta de Mollier tiene aplicaciones adicionales. Por ejemplo, la diferencia de entalpía entre el punto B y el C de la figura 6 arroja la carga de enfriamiento del gas a presión constante. El valor: HB - HC Sería el trabajo requerido por el intercambiador de calor entre etapas A y B, para lograr una temperatura T 2. QH = ∆HBC QM

Ec. 86

Luego la compresión de una segunda etapa sería. BHP =

778 ∆HCM2 QM n 33000 Ei

Ec. 87

∏ i 1 =


I-25


donde: HCM2 = HD - HC Finalmente, para el proceso de compresión de P S a PD2 BHP =

778 QM [∆HCM1 + ∆HCM2 ] 33000 x .85

Ec. 88

Ahora: Qm = 51.88 Qg Gg Donde: Qg = MMPCND (@ 1434 Lpca y 60ºF) Gg = Gravedad del gas b.- LOS DIAGRAMAS ENTROPÍA-ENTALPIA. Las cartas de Mollier son de utilidad para los casos de compresión de un componente. Para los casos de MEZCLAS de gases se han elaborado unas cartas de Entropía-Entalpía que reflejan un promedio de gases de composición variada pero peso molecular constante. Con referencia a la figura I-7 se nota que el gráfico contiene líneas de temperatura T y presión P, constante. Una presión y temperatura de succión definen el valor inicial de H AE (punto A). La compresión se logra procediendo verticalmente en el gráfico hasta lograr la presión requerida. El valor de HBE, y la diferencia, ∆HEE1

= HBE - HAE

definen la entalpía de compresión


I-26


Figura I-7 El “caballaje” requerido se escribe: HP =

2640 1 Q ∆H 2545 24 g EE1

Ec.89

donde: Qg = MMPCND (14.7 Lpca y 60ºF) ∆HEE1 = BTU/LIB MOLE 2640 = LIB MOLE/MMPCN 2545 = BTU/HP-HR y: Dr. Jorge Barrientos

I-27


BHP =

HP .85

Ec. 90

Si hay requerimientos de enfriamiento, éstos se designan con la diferencia (punto C). HBE – HCE = ∆HEE2

Ec. 91

Para proceder con la compresión de la segunda etapa, la línea vertical contenida entre el punto D y C: ∆HEE3

= HDE - HCE

Ec. 92

Por lo tanto, el BHP total sería: BHPT

=

2640 Qg [∆HEE1 + ∆HEE3 ] 2545 x 24 X .85

Ec. 93

Nótese que las temperaturas de descarga se pueden leer directamente del gráfico.


I-28


Cap. II. EXPANSORES DEL GAS NATURAL

Es el proceso que más domina el diseño de facilidades en la recuperación de etano. Este proceso usa la presión del gas de alimentación para producir la refrigeración necesaria por medio de una turbina (turboexpansor). El turboexpansor recupera el trabajo útil de esta expansión del gas. Típicamente el expansor está conectado aun compresor centrífugo para recomprimir el gas residual del proceso. Debido a que la expansión es isentrópica, el turboexpansor disminuye la temperatura del gas significativamente más que la expansión a través de la válvula J- T. El proceso turboexpansor ha sido aplicado a un amplio rango de condiciones. del proceso, en adición a los proyectos de recuperación de etano, se usa frecuentemente como un proceso de alto recobro de propano. El proceso puede ser diseñado para cambiar de recuperación de etano a operaciones de reinyección de etano con cambios mínimos en las operaciones. 1. PROCESO CONVENCIONAL: El proceso turboexpansor original se muestra en la figura II-1. El gas seco de alimentación es inicialmente enfriado en contracorriente al gas residual y usado para el calentamiento del demetanizador. Adicionalmente con el gas rico de alimentación, se necesita frecuentemente refrigeración mecánica para suplementar el gas de enfriamiento. El gas enfriado es enviado al separador frío donde el líquido condensado es separado rápidamente y alimentado en la parte media del demetanizador. El vapor fluye a través del turboexpansor y alimenta el tope de la columna. Se instala una válvula J- Ten paralelo con el expansor. Esta válvula puede ser usada para manejar el exceso de flujo del gas más allá del diseño del expansor o puede ser usada para flujo completo si el expansor está fuera de servicio. Dr. Jorge Barrientos

II-1


EXPANSOR

REFRIGERANTE

COMPRESIÓN INTERCAMBIADOR GAS / GAS

ALIMENTACIÓN

REFRIGERANTE

SEPARADOR FRIO

R O D A Z I N A T E M E D

PRODUCTO

FIGURA II-1: EXPANSOR CONVENCIONAL. En esta configuración la recuperación de etano está limitada alrededor de un 80% o menos. También el separador frío opera a una baja temperatura para maximizar la recuperación. Frecuentemente las condiciones de alta presión y baja temperatura son aquí puntos críticos y hace la operación del gas inestable. Otro problema en este diseño es la presencia de CO2 el cual puede ser solidificado a una temperatura establecida de operación en este proceso. Los puntos de diseño crítico están a la salida del expansor y en las etapas del tope del demetanizador. Una alternativa para el diseño convencional es el uso de dos expansores en donde ocurre la expansión en dos pasos; mientras este diseño puede ayudar con aproximación crítica en el separador frío, esto hace poco para las condiciones de formación de sólidos en la columna del demetanizador. Este diseño ha sido usado en pocas plantas, pero han sido desarrolladas otras modificaciones el cual alivian tanto las condiciones críticas como los problemas de congelamiento de CO 2. Dr. Jorge Barrientos

II-2


2. RECICLAJE DE RESIDUOS: Para incrementar la recuperación de etano más allá (el 80% se logra con el diseño convencional) una fuente de reflujo, debe ser desarrollada para el demetanizador. Uno de los métodos es reciclar una porción del gas residual, después recomprimirlo detrás del tope de la columna; como se muestra en la figura II-2, el proceso del flujo es similar al diseño convencional excepto que una porción del residuo es llevada detrás a la entrada del intercambio de calor. En este punto la corriente está totalmente condensada y está a la presión de la tubería del gas residual. La corriente luego es enviada rápidamente al tope del demetanizador, para proporcionar reflujo. La corriente a la salida del expansor es enviada alas bandejas inferiores de la torre, más que al tope de la columna. El reflujo suministra más refrigeración al sistema y permite altas recuperaciones de Etano. El nivel de recuperación es una función de la cantidad de reciclos en el diseño. El sistema de reciclo de residuo (RR) ha sido usado exitosamente en numerosas facilidades. El CO 2 tolerante y la recuperación se pueden ajustar por la cantidad de reciclos usados. El proceso de reciclo de residuo puede usarse para una muy elevada recuperación de etano y está limitada solamente por la cantidad de caballos de potencia (HP) suministrado.


II-3


REFRIGERANTE RESIDUO

COMPRESIÓN

INTERCAMBIADOR GAS / GAS

ALIMENTACIÓN

EXPANSOR

SEPARADOR FRIO

REFRIGERANTE


PRODUCTO

FIGURA II-2: 3. DISEÑO G.S.P.: El Proceso de Subenfriamiento de Gas (GSP) fue desarrollado para vencer los problemas que se encontraron con el proceso del expansor convencional. Este proceso se muestra en la figura II-3, variando el proceso convencional en diferentes rutas. Una porción del gas del separador frío se envía aun intercambiador de calor en donde es totalmente condensado con la corriente del cabezal, esta corriente va rápidamente al tope del demetanizador suministrando reflujo al mismo. Como con el proceso de reciclo de residuo, la alimentación del expansor es enviada a las etapas diversas de la torre debajo del tope de la columna. Debido a esta modificación, el separador frío opera a condiciones más caliente bien lejos del sistema crítico. Adicionalmente, la recompresión del residuo es menor que con el proceso convencional de expansión. Los caballos de potencia son generalmente más bajos Dr. Jorge Barrientos

II-4


que el proceso de reciclo de residuo a niveles de recuperación por

REFRIGERANTE

COMPRESIÓN

EXPANSOR INTERCAMBIADOR GAS / GAS

ALIMENTACIÓN

SEPARADOR FRIO


REFRIGERANTE

PRODUCTO

debajo del 92%. FIGURA II-3: PROCESO DE SUBENFRIAMIENTO DEL GAS. 4. PROCESO C.R.R.: El proceso de Reciclo de Residuo Frío (CRR) es una modificación del proceso GSP para obtener los más altos niveles de recuperación de etano. El proceso del flujo en la figura II-4 es similar al GSP excepto que se' han adicionado un compresor y un condensador al sistema en el cabezal para tomar una porción del gas residual y suministrar reflujo adicional al demetanizador. Este proceso es atractivo para recuperaciones de etano altamente extrema; los niveles de recuperación están cercanos al 98%. Este proceso es también excelente para recuperaciones extremas de propano en donde la reinyección esencialmente es de etano.


II-5


Sí se compara los procesos RR, GSP, y CRR se puede mencionar, que el diseño RR es el menos eficiente con 91%; por encima de este punto el diseño RR puede alcanzar recuperaciones elevadas de etano más que el diseño GSP. El diseño GSP tiene una curva de recuperación más plana y es una buena alternativa. El proceso CRR tiene la recuperación más elevada para la potencia del compresor residual disponible pero la consideración debe ser dada para el costo de los equipos.

REFRIGERANTE

COMPRESIÓN EXPANSOR


ALIMENTACIÓN

SEPARADOR FRIO

REFRIGERANTE


COMPRESOR DE REFLUJO

PRODUCTO

FIGURA II-4: PROCESO DE RECICLO DE RESIDUO FRÍO (CRR). 5. PROCESO S.D.R.: El proceso de Reflujo con Expansión de Corriente Lateral (SOR) es otra modificación del GSP (figura II-5). En este diseño una corriente es tomada, incrementando su presión y condensada para suministrar reflujo. Este diseño es interesante en caso en donde la corriente de gas Dr. Jorge Barrientos

II-6


residual pudiera contener sustancias inertes como el H 2 el cual hace que el subenfriamiento del producto del separador frío sea improcesable. La corriente tomada del demetanizador está libre de, componentes inertes y se condensa fácilmente. Con el proceso CRR el equipo extra asociado con este sistema de reflujo debe ser justificado en una adicional recuperación de líquidos adicional.

REFRIGERANTE

COMPRESIÓN EXPANSOR


ALIMENTACIÓN

SEPARADOR FRIO

REFRIGERANTE


COMPRESOR DE REFLUJO

PRODUCTO

FIGURA II-5: PROCESO REFLUJO CON EXPANSIÓN DE CORRIENTE LATERAL.


II-7


FORMACION DE HIDRATOS EN EL GAS NATURAL ESTRUCTURA DE HIDRATOS DEL GAS NATURAL Un hidrato es una combinación física de agua y otras moléculas para producir un sólido el cual tiene la apariencia física del hielo • •

•

•

•

Hay dos estructuras cristalinas para los hidratos del gas Las moléculas pequeñas (CH4, C2H6, H2S) forman una estructura pentagonal dodecaedrica (estructura I) con 46 moléculas de H 2O por molécula de gas Las moléculas mas grandes (C 3H8, iC4H10) forman una estructura de diamante pentagonal dodecaedrica (estructura II) con 136 moléculas de H2O por molécula de gas Las mezclas de gases (gas natural) forman hidratos del la estructura II

El n-C4 puede formar hidratos pero es muy inestable


III-1


•

•

•

Con la excepción del neopentano, todos los hidrocarburos parafínicos mas pesado que los butanos no forman hidratos Una mezcla de gas natural forma hidratos mas rápidamente que cualquier componente puro. El hidrato se puede formar solo si el gas esta saturado con agua

CONDICIONES QUE FAVORECEN LA FORMACION DE HIDRATOS DEL GAS NATURAL •

Gas a la temperatura de rocío o por debajo de esta

•

Presencia de agua libre

•

Baja temperatura

•

Alta presión

•

Alta velocidad

•

Pulsaciones de presión

•

Presencia de cristales de hidrato

•

Presencia de codo, orificios, termopozos, etc..

CONDICIONES DE FORMACION DE HIDRATOS PARA COMPONENTES DEL GAS NATURAL •

•

Abajo y a la derecha de las líneas no es posible la formación de hidratos En un punto la línea de formación de hidratos de los componentes puros se vuelve vertical donde coincide con la línea de presión de vapor del componente


III-2


COMPORTAMIENTO DE FASES DEL SISTEMA PROPANO – AGUA • • •

Por debajo de o ºC hielo e hidratos están presentes por encima de la curva de congelamiento y por debajo solo hielo y vapor Por encima del punto de congelamiento y a la izquierda de la curva de formación de hidratos la única fase sólida presente es el hidrato La intersección de las curvas de presión de vapor y formación de hidratos es una línea vertical y representa la máxima temperatura de formación de hidratos del componente puro


III-3


CURVA CARACTERISTICAS DE FORMACION DE HIDRATOS PARA EL GAS NATURAL • • • • •

El mismo comportamiento general ocurre para mezclas de gases La línea FEGC es la línea de rocío para la mezcla La pendiente de la curva de hidrato (FGH) depende de la cantidad de hidrocarburo líquido en el sistema. Al aumentar el liquido aumenta la pendiente El procedimiento general para predecir la formación del hidrato consiste en dos pasos básicos: 



Usar una correlación adecuada para establecer la posición de la curva de rocío FEGC Usar una correlación adecuada para hallar la curva de formación de hidratos FGH


III-4


CORRELACIONES PARA PREDECIR LA FORMACION DE HIDRATOS

EXPANSION PERMISIBLE DE UN GAS NATURAL DE GE=0.6 SIN LA FORMACION DE HIDRATOS


III-5


EXPANSION PERMISIBLE DE UN GAS NATURAL DE GE=0.7 SIN LA FORMACION DE HIDRATOS

METODOS DE PREDICION DE HIDRATOS DEL GAS NATURAL


III-6


•

Constante de equilibrio sólido-vapor (kv-s) Un cálculo del tipo punto de rocío se realiza utilizando los valores de k v-s mostrados en las figuras 6.11 a 6.15 para el C 1, C 2, C 3, i-C4, CO 2, H 2S y nC4 respectivamente

∑K v i s = 1.0 y

Donde: yi: Fracción molar de cada componente en el gas Kv-s para el N 2 se considera infinito.

VALORES DE K V-S PARA PROPANO


III-7


VALORES DE K V-S PARA I-BUTANO

METODOS DE PREDICION DE HIDRATOS DEL GAS NATURAL Otros métodos utilizados para predecir la formación de hidratos son: •

Trekell-campbell

•

Mcleod-campbell

•

Ecuaciones de estado.

•

Baille / wichert (figura 20-27)


III-8



III-9


INHIBICION DE HIDRATOS

•

La forma ideal de prevenir la formación de hidratos es mantener las tuberías y los equipos libres de agua líquida.

•

Si se decide operar una tubería de gas con la presencia de agua libre y a una temperatura por debajo de la temperatura de formación de hidrato, es necesario implementar un mecanismo de inhibición de hidratos en el sistema.

•

Muchos materiales se pueden adicionar al agua para disminuir tanto la temperatura de congelamiento como la temperatura de formación de hidratos.

•

Un alcohol (metanol) o un glicol (deg, eg) se inyecta como un inhibidor.

•

Todos ellos se pueden recuperar y recircular, aunque recuperar el metanol muchas veces no es rentable.

•

El metanol se puede utilizar de forma efectiva a cualquier temperatura.

•

El deg no se recomienda a temperaturas por debajo de -10ºC debido a su viscosidad y dificultad de separación al estar presentes hidrocarburos líquidos.

•

Por encima de los -10ºC se prefiere el uso del deg puesto que origina menores pérdidas por vaporización que el eg y el metanol.

•

El flujo de inyección total es el requerido para proveer la concentración de inhibidor necesaria en el agua líquida más el inhibidor que pueda pasar a la fase de vapor.


III-10


DETERMINACION DE LA CONCENTRACION MINIMA DE INHIBIDOR ECUACION DE HAMMERSCHMIDT´S: Para concentración de MeOH no mayor al 25 % y EG no mayor a 50-60 % en peso

ECUACION DE NIELSEN-BUCKLIN: para concentración de MeOH hasta 50 % y EG hasta 70 % en peso


III-11


FRACCION MOLAR VS % EN PESO DE MeOH EN AGUA

DETERMINACION DEL FLUJO DE INYECCION DE INHIBIDOR •

Una vez calculada la concentración del inhibidor se obtiene la masa requerida del mismo en la fase acuosa


III-12


PÉRDIDA DE INHIBIDOR A LA FASE DE HIDROCARBURO •

Se pierde debido a su solubilidad en el hidrocarburo en fase líquida o vapor.

•

Para los sistemas con glicol estas pérdidas son pequeñas. Pérdidas de Glicol Vapor 3.5 l / MMm3E 0.23 lbm/MMPCE Líquida Despreciable Despreciable

•

Las pérdidas de metanol son mayores, sobre todo en la fase gaseosa.

•

La solubilidad del metanol en la fase del hidrocarburo líquido es baja, sin embargo, en sistemas que contienen cantidades sustanciales de hidrocarburos líquidos las pérdidas totales en la fase líquida pueden ser significativas.

•

A través de figuras se puede estimar las pérdidas por vaporización y solubilidad en la fase liquida

PÉRDIDAS DE METANOL A LA FASE DE VAPOR A BAJA PRESIÓN


III-13


PÉRDIDAS DE METANOL A LA FASE DE VAPOR A ALTA PRESIÓN

SOLUBILIDAD DEL METANOL EN HIDROCARBUROS LÍQUIDOS


III-14


PERDIDAS DEL GLICOL •

Las principales pérdida de glicol no ocurren por vaporización sino durante la regeneración, por fugas, contaminación con sales y pérdidas en la separación del hidrocarburo de la fase acuosa del glicol.

•

Las pérdidas por regeneración deben ser pequeñas en una unidad bien diseñada a menos que la contaminación con sales tiendan a obstruir la columna de regeneración.

•

Las sales son un problema debido a que el agua se destila y la sal queda. las sales se pueden remover del glicol en un recuperador de destilación al vacío o por drenaje y enjuague del sistema y reemplazando el glicol contaminado con glicol nuevo.

REGENERACIÓN DEL INHIBIDOR - GLICOL •

Una parte integral de un sistema de inhibición es la regeneración del inhibidor.

•

El glicol casi siempre se regenera debido a sus altos costos.

•

El glicol se regenera a presión atmosférica a una concentración típica de EG pobre de 80% y a una temperatura de regeneración de 121127 ºC.

•

La temperatura de regeneración máxima es de 164 ºC debido a la descomposición térmica del glicol.

•

La volatilidad relativa del agua al EG es 30, por lo que la regeneración requiere sólo unas pocas etapas teóricas.

•

El calor del rehervidor proviene de aceite caliente, combustión lado tubos, vapor o serpentines eléctricos.

•

Las sales se acumulan en el glicol. cuando se satura, precipitan en el empaque de la columna, sobre las superficies de transferencia de calor y en los filtros.


III-15


REGENERACIÓN DEL INHIBIDOR - METANOL •

El metanol puede o no ser regenerado dependiendo del flujo de inyección, si es continuo o intermitente, y por las regulaciones locales de descargas ambientales.

•

La regeneración del metanol por fraccionamiento, es mas difícil. la volatilidad relativa del metanol y agua a la presión atmosférica es cerca de 2.5.

•

El metanol se regenera a muy altas concentraciones alrededor del 99%.

•

La concentración de metanol en el agua (en el producto de fondo) son bastante bajas para evitar las pérdidas de metanol y conseguir los estándares ambientales locales.

•

La columna de destilación es bastante alta, entre 20-30 m.

•

La torre opera cerca de la presión atmosférica y la temperatura del rehervidor esta entre 100-105 ºC.

PROCESO TÍPICO DE INYECCIÓN DE EG A UNA SISTEMA DE REFRIGERACIÓN


III-16


CRISTALIZACIÓN DEL GLICOL •

Los glicoles no se solidifican pero si forman una solución espesa que no fluye adecuadamente.

•

La cantidad total de agua a ser inhibida es la del sistema mas las inyectada con el glicol.

•

Con EG y DEG el rehervidor no debe operar por encima de los 150160ºC para minimizar la descomposición térmica.

•

La figura muestra el punto de congelamiento para los 3 glicoles mas comunes.

•

Las curvas alcanzan un mínimo.

•

Para una temperatura dada la concentración de glicol se debe mantener entre las líneas.

•

Un valor de 60-70 % es seguro para cualquier temperatura.


III-17


INHIBICION DE HIDRATOS POR CALENTAMENTO INDIRECTO •

Se utilizan en sistema de recolección de gas

•

Consisten de una carcaza exterior, una caja de fuego, serpentines de flujo, baño de agua o agua-glicol, sistema de control de gas combustible

•

Se inhiben los hidratos por un aumento de la temperatura del gas


III-18

Manual-Estaciones de Compresion-Descompresion de GN.pdf

Recommend Documents