UNIVERSIDAD NACIONAL EXPERIMENTAL RAFAEL MARIA BARALT
PROGRAMA: INGENIERÍA Y TECNOLOGÍA PROYECTO: INGENIERIA DE GAS
FRACCIONAMIENTO DEL GAS NATURAL
UNIDAD II.
SISTEMAS DE REFRIGERACION EN PROCESOS DE FRACCIONAMIENTO
Elaborada por: DR. Deny González.
AGOSTO 2015
CONTENIDO
1. REFRIGERACIÓN POR COMPRESIÓN EN VARIAS ETAPAS
2. SISTEMA DE PROPANO REFRIGERANTE
3. PROCESO DE ENFRIAMIENTO DE PROPANO PRODUCTO
4. SISTEMA DE ENFRIAMIENTO DEL NORMAL-BUTANO
5. EJERCICIO RESUELTO REFRIGERACION MECANICA DOS ETAPAS
Nota. La información plasmada en esta guía es producto de trabajos de grado realizado por
estudiantes en la industria, e información obtenida por libros en el área.
1. REFRIGERACIÓN POR COMPRESIÓN EN VARIAS ETAPAS
Un equipo en el que se enfría el fluido a la salida de cada etapa para
disminuir los costos operativos y aumentar el coeficiente de eficiencia frigorífica
tiene una disposición parecida a la que se observa en el siguiente croquis.
Nótese que se produce una sola expansión en la única válvula del equipo.
El diagrama T-S del proceso se presenta a la izquierda. Se debe observar que
la principal mejora en el Cef proviene del ahorro de energía producido en el
compresor, que viene representada por el área rayada. El calor absorbido por
unidad de masa de fluido frigorífico en la cámara fría o evaporador es:
La potencia frigorífica de la cámara fría, es decir la cantidad de calor que
se debe eliminar en la cámara fría por unidad de tiempo es un dato. Se puede
expresar de la siguiente forma
En esta igualdad representa la potencia frigorífica del equipo y el
caudal de masa de fluido frigorífico que circula, expresado en unidades de
masa por unidad de tiempo. En consecuencia es posible calcular el caudal de
fluido que recorre el ciclo de la siguiente forma.
El intercambio de energía en el condensador se puede evaluar como sigue:
El calor que entrega en el condensador el fluido frigorífico por unidad de masa
se puede obtener de la siguiente forma.
De esta manera el intercambio de energía por unidad de tiempo en el
condensador resulta ser:
La etapa de baja presión toma gas a la presión P1 y lo comprime hasta la
presión Pm mientras que la etapa de alta presión toma gas a la presión Pm y lo
comprime hasta la presión P2. Puesto que el trabajo de cada etapa debe ser el
mismo, la presión de salida de la primera etapa Pm debe cumplir la siguiente
relación:
En cuanto a la temperatura a la que sale el gas del enfriador intermedio,
resulta imposible enfriarlo hasta la temperatura de entrada, porque en ese caso
saldría del enfriador como una mezcla de líquido y vapor, que no se puede
comprimir en la segunda etapa. Lo más simple consiste en enfriarlo hasta la
condición de saturación pero si se hiciese así la diferencia de entalpías por
etapa no resultaría igual, y en consecuencia tampoco el trabajo entregado por
cada etapa. Por lo tanto la temperatura de enfriamiento debe estar en un valor
tal que se verifique la siguiente relación. La potencia de la etapa de baja
presión es:
La potencia de la etapa de alta presión es:
Dado que conocemos la presión que corresponde al punto 3 y su entalpía,
es posible obtener la temperatura que le corresponde. Ahora, una vez
obtenidas las propiedades del fluido recalentado en el punto 3, es evidente que
el calor eliminado en el enfriador intermedio se puede obtener de la
siguiente:
De tal modo, el coeficiente de eficiencia frigorífica es:
2. SISTEMA DE PROPANO REFRIGERANTE
La función de la Planta de Refrigeración La Salina es mantener
refrigerado y en estado liquido los productos que llegan a ella, es decir, los
gases butano, propano y gasolina, para ello se utiliza un ciclo cerrado con
propano como medio refrigerante, el cual comprende sucesivas etapas de
compresión y expansión. Este proceso es reseñado a continuación:
El propano utilizado como refrigerante es almacenado en el tambor
de compensación D8-701 a 120ºF y 235 psig.
El propano líquido que sale del D8-701 es expandido hasta 101 psig a
través de la válvula LCV-8.102, producto de la expansión se obtiene un
descenso en la temperatura hasta alcanzar 65 ºF, así mismo se produce la
vaporización del propano. Esta corriente es enviada al economizador D8-906
para recuperar los vapores generados en la expansión.
El líquido del fondo de este tambor se divide en dos corrientes; una
parte se expande hasta 84 psig alcanzando una temperatura de 55 ºF en la
válvula LCV-8.5 para luego alimentar el lado carcasa del enfriador de propano
D2-701, y la otra parte es igualmente expandida hasta 84 psig en la válvula
LCV-8.1, para luego entrar por el lado carcasa al enfriador de n-butano D2-704
alcanzando una temperatura de 55 ºF, ambos enfriadores tienen la función de
economizadores.
Los vapores provenientes del D8-906 se mezclan con la corriente de
salida de propano de los intercambiadores D2-701 y D2-704, enviándolos al
depurador de succión D8-707B de la tercera etapa del compresor de propano
refrigerante D8-707B, esta corriente tiene unas condiciones de 55 ºF y 84
psig.
Las corrientes de propano líquido que salen de los enfriadores D2-701
y D2-704 son expandidas a través de las válvulas LCV-8.6 y LCV-8.103
respectivamente, hasta una presión de 36 psig, alcanzándose por esta
expansión una temperatura de 16 ºF, para luego alimentar los recipientes D8-
908 y D8-907 respectivamente.
El propano líquido del fondo del D8-908 es expandido hasta 25 psig a
través de la válvula LCV-8.104 para alcanzar una temperatura de 4 ºF,
requerida para el intercambio de calor al ser esta corriente enviada en el lado
frío de la carcaza del intercambiador de propano D2-702.
Los líquidos del fondo del D8-907, son divididos en dos corriente, en
la primera se expande en la válvula de control LCV-8.2 hasta 22 psig
alcanzándose una temperatura de -1 ºF, esta corriente fría alimenta el lado
carcaza del enfriador de n- butano D2-705. La segunda corriente es expandida
en la LCV-8.3 hasta 1 psig, alcanzándose una temperatura de -39 ºF esta
corriente es la corriente fría que alimentará el lado carcaza del enfriador de
isobutano D2-706.
La presión en los economizadores D8-907 y D8-908 se regulada a 36
psig, a través de las válvulas PCV-8.106 y PCV-8.105, las cuales se
encuentran ubicadas en las salidas de vapores de dichos economizadores. Los
vapores generados en estos se unen con los vapores de los enfriadores D2-
702 y D2-705 para entrar al depurador de succión de la segunda etapa D8-
707A del compresor de propano refrigerante a 25 psig y 4 ºF. Una presión de
operación de 22-25 psig es mantenida en los dos enfriadores D2-702 y D2-705
a través de un controlador de presión ubicado en el depurador de succión de la
segunda etapa D8-707A.
El propano líquido que sale del enfriador D2-702 es expandido en la
válvula de control LCV-8.7 hasta 2 psig alcanzando una temperatura de -38ºF,
esta corriente es enviada al enfriador D2-703 donde el propano se vaporiza.
Los vapores de los enfriadores D2-703 y D2-706, y del D8-701, entran al
depurador de succión de 1ra etapa D8-706. En los enfriadores D2-703 y D2-
706 se mantiene la presión de operación en 2 psig por medio de una válvula
controladora de presión PCV-8.18 ubicada en el D8-706.
Los vapores provenientes del tambor D8-706 son comprimidos por el
cilindro 10 de los compresores D4-701 A/B (1ra etapa) de 2 a 25 psig, estos
vapores comprimidos se combinan con los vapores del tambor D8-707A para
recomprimirse en los cilindros 7 y 9 de los compresores D4-701 A/B (2da
etapa) a 85 psig. Estos vapores de la segunda etapa de compresión se
combinan con los vapores del tambor D8-707B para finalmente comprimirse en
los cilindros 1, 3 y 5 de los compresores D4-701 A/B (3ra etapa) a 245 psig.
Los vapores de propano refrigerante descargados por la tercera etapa
de compresión, son depurados en el D8-709 y luego enfriados en el
condensador D6-701, el cual es un enfriador por aire de cinco bahías y con tres
ventiladores por bahía, que opera a 120ºF.
Los tres depuradores D8-706, D8-707A y D8-707B están provistos de
dispositivos de protección por nivel que apagan los motores del compresor para
evitar la entrada de líquido a los diferentes cilindros. Para evitar la presencia de
líquido en el depurador de succión de la primera etapa del compresor de
propano refrigerante, este dispone de un serpentín donde circula vapor de
propano caliente provenientes del depurador D8-709.
Para cerrar el ciclo de refrigeración, el propano líquido que sale del
condensador D6-701 va al tambor de compensación de refrigerante D8-701
donde son eliminados los gases no condensables.
CICLO DE PROPANO REFRIGERANTE
D2-704D2-705 D2-706
D2-701
D8-701 D6-701
D8-709
D8-707B D8-707A
D2-702 D2-703
D8-706
3era ETA 2da ETA 1era ETA
CIL. 1-3-5 CIL. 7-9 CIL. 10
D8-908
D8-906
D8-907
LCV-8.102
LCV-8.1
LCV-8.5
LCV-8.6
LCV-8.104 LCV-8.7
LCV-8.103 LC
V-8
.2
LC
V-8
.3
D2-704D2-704D2-705D2-705 D2-706D2-706
D2-701D2-701
D8-701D8-701 D6-701D6-701
D8-709D8-709
D8-707B D8-707AD8-707BD8-707B D8-707AD8-707A
D2-702D2-702 D2-703D2-703
D8-706D8-706
3era ETA3era ETA 2da ETA2da ETA 1era ETA1era ETA
CIL. 1-3-5 CIL. 7-9 CIL. 10
D8-908D8-908
D8-906D8-906
D8-907D8-907
LCV-8.102
LCV-8.1
LCV-8.5
LCV-8.6
LCV-8.104 LCV-8.7
LCV-8.103 LC
V-8
.2
LC
V-8
.3
Explicación detallada del Sistema de Refrigeración del Propano
Producto. Con la finalidad de mantener en fase liquida al propano se realiza el
proceso de refrigeración del mismo, descrito a continuación.
El propano presurizado se bombea desde la Planta de
Fraccionamiento ULÉ a la Planta de Refrigeración La Salina, a través de una
línea de 10 pulgadas de diámetro, a 90 ºF y 350 psig con un flujo de 22.5
MBPD, proceso ilustrado continuación:
3. PROCESO DE ENFRIAMIENTO DE PROPANO PRODUCTO
El propano en la Planta refrigeradora la salina (PRLS) pasa por la
válvula de control de flujo FCV-8.2 donde se expande hasta una presión de 240
psig, luego se enfría hasta -34 ºF, en tres (3) etapas de enfriamiento, a través
de los intercambiadores de calor de carcaza y tubo tipo horizontal D2-701, D2-
702 y D2-703, los cuales utilizan como medio de enfriamiento propano
refrigerante.
El enfriador de nivel alto D2-701, alcanza unas condiciones de 63 ºF y
230 psig, en el enfriador de nivel medio D2-702 se obtienen unas condiciones
de 9 ºF y 220 psig, luego pasa a través de la válvula de control de presión
PCV-8.1 donde se reduce la presión (expansión) hasta 30 psig, para disminuir
la temperatura del propano. Luego el flujo es combinado con los vapores
provenientes del depurador de descarga del compresor de vapores de propano
D8-715, el cual recibe propano del tanque de almacenaje TK-129 (D5-801),
comprimidos previamente por el cilindro 2.
Todo este flujo proveniente del D2-702 es refrigerado en el enfriador de
nivel bajo D2-703 a -34 ºF y 20 psig, estas condiciones son las requeridas
para mantener al propano en fase líquida y poder así almacenarlo.
El propano en fase líquida es enviado al separador de purga D8-711, el
cual es un tambor de tipo vertical Los gases no condensables del recipiente
son controlados por la válvula PCV-8.2 que regula variación en la presión de
ajuste de la misma venteándolos de esta forma al flare, el líquido va
directamente al tanque de almacenamiento TK-129 (D5-801) por control de
nivel a través de la válvula LCV-8.8, donde se expande hasta 0,25 psig en el
tanque TK-129 (D5-801) para almacenarse a -48 ºF.
PROCESO DE ENFRIAMIENTO DE PROPANO PRODUCTO
4. SISTEMA DE ENFRIAMIENTO DEL NORMAL-BUTANO
Con la finalidad de mantener en fase líquida el n-butano se realiza el
proceso de refrigeración del mismo, descrito a continuación.
El n-butano es bombeado desde ULÉ por una línea de 8 pulgadas de
diámetro, a una presión que oscila entre 200 psig y una temperatura de 90 ºF,
con un flujo 18.5 MBPD, proceso ilustrado a continuación:
PROCESO DE ENFRIAMIENTO DE N-BUTANO
El enfriamiento del n-butano es realizado en dos etapas para alcanzar una
temperatura final de 23 ºF y una presión de 25 psig, mediante los enfriadores
D2-704 y D2-705, los cuales utilizan como medio refrigerante el propano. El n-
butano de alimentación a la PRLS pasa previamente por la válvula de control
FCV-8.1 donde se expande a 45 psig, con su consecuente disminución de
temperatura.
D2-701 D2-702 D2-703
FCV-8.2
PCV-8.1
D8-711
TK-129
CIL. 2
D8-715
LCV-8.8
DRENAJE AL CABEZAL
DE SUCCIÓN
D2-701D2-701 D2-702D2-702 D2-703D2-703
FCV-8.2
PCV-8.1
D8-711
TK-129TK-129
CIL. 2CIL. 2
D8-715
LCV-8.8
DRENAJE AL CABEZAL
DE SUCCIÓN
En la primera etapa de enfriamiento del n-butano se alcanza una
temperatura de 63 ºF en el D2-704, luego en el D2-705 el n-butano proveniente
del enfriador D2-704 alcanza una temperatura final de 23 ºF requerida para
mantener el n-butano en fase liquida, para luego expandirse a 0.25 psig a
través de válvula de control de presión PCV-8.6 y se almacena en el tanque
TK-131 (D5-802)
Los vapores de n-butano generados en el tanque se comprimen en la
primera etapa de compresión de este sistema, cilindro 6 del compresor D4-
701 A/B, el cual descarga a una presión de 35 psig. Los vapores comprimidos
generados en esta etapa son enviados al D8-717. Luego pasan a una segunda
etapa de compresión donde los vapores son comprimidos hasta 95 psig en el,
cilindro 4 del compresor D4-701 A/B, y luego estos vapores pasan
comprimidos al depurador D8-705.
Los vapores depurados son enfriados hasta 120 ºF en el condensador D6-
702, el cual es intercambiador por aire de una bahía y tres ventiladores, y
D2 - 704 D2 - 705
FCV - 8.1
PCV - 8.6
D8 - 717
TK - 131
D8 - 715
LCV - 8.9 DRENAJE
AL CABEZAL DE SUCCI Ó N
CIL. 6
D6 - 702
D8 - 704 CIL. 4
LCV - 8.10
D8 - 703
D2 - 704 D2 - 704 D2 - 705 D2 - 705
FCV - 8.1
PCV - 8.6
D8 - 717 D8 - 717
TK - 131 TK - 131
D8 - 715 D8 - 705
LCV - 8.9 DRENAJE
AL CABEZAL DE SUCCI Ó N
CIL. 6 CIL. 6
D6 - 702 D6 - 702
D8 - 704 D8 - 704 CIL. 4 CIL. 4
LCV - 8.10
D8 - 703 D8 - 703
descargados al tambor D8-704 con la finalidad de purgar los gases no
condensables, que se ventean al mechurrio.
El n-butano líquido que sale del fondo del tambor D8-704 es expandido
hasta 50 psig, en la válvula de control LCV-8.9, para luego entrar al tambor
vaporizador interetapas D8-703. Los vapores que salen por el tope del D8-703
son enviados al depurador de succión de la segunda etapa del compresor de n-
butano D8-717, y el líquido refrigerado que sale por el fondo del D8-703 por
control de nivel de la válvula LCV-8.10 se combina con el iso-butano de
alimentación para alimentar al D2-704.
5. EJERCICIO RESUELTO REFRIGERACION MECANICA DOS ETAPAS
Utilizando el sistema de refrigeración mostrado en la figura, determine las condiciones
de presión, temperatura, potencia total y la tasa de circulación del refrigerante
(propano), para manejar 80 MMPCND de gas natural de composición conocida de 650
lpca y 100°F la cual será enfriado a –30°F, considerando una eficiencia de compresión
de 0.80.
Composición C1 C2 C3 n-C4 n-C5 n-C6
% molar 73 11 8 4 3 1
Gas Natural
Punto 1 Punto
Intermedio
Gas Natural
Punto 2
Evaporador 1 Evaporador 2
Compresor
1
Condensador
Compresor
2
4
5
16
6
9
3
9
9
7 8 Agua 10
15 11
12
14 13
Propano
Válvula 1 Válvula 3
Válvula 2
Punto de Mezcla 1
1
Punto de
Mezcla 2
INDICE
No. Descripción No. de
Página
1 Las Propiedades de los componentes del gas natural
2 Cálculo de Fases en la Corriente de Entrada del Gas Natural @
T = 100 °F y P = 650 psia
3 Cálculo de las propiedades pseudo críticas de la fase líquida y de la
fase vapor de la corriente de entrada del gas natural
4 Cálculo de la entalpía másica ideal (global) de cada componente
del sistema de las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA @ T = 100°F
5 Cálculo de la entalpía de cada fase
6 Corrección de las entalpías ideales de cada fase, por presión y
temperatura
7 Entalpía total de la corriente de entrada de gas natural
8 Cálculo de fases en el punto intermedio para el gas natural
@Tintermedia= 35 ° F y P = 650 psia
9 Cálculo de la composición Zi en la fase intermedia
10 Calculo de las propiedades pseudo críticas de la fase líquida y de la
fase vapor en la etapa intermedia del gas natural
11 Cálculo la entalpía másica ideal (global) de cada componente del
sistema de las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA @ Tint = 35° F
12 Cálculo de la entalpía de cada fase en la corriente intermedia
13 Corrección de las entalpías ideales de cada fase , por presión y
temperatura
14 Entalpía total de la etapa intermedia del gas natural
15 Cálculo de fases en la corriente de salida del gas natural(punto 2)
@ T= -30°F y P = 650 psia
16 Cálculo de las propiedades pseudo críticas de la fase líquida y de
la fase vapor de la corriente de salida del gas natural
17 Cálculo la entalpía másica ideal (global) de cada componente del
sistema de las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA @ T = -30 ° F
18 Cálculo de la entalpía de cada fase
19 Corrección de las entalpías ideales de cada fase por presión y
temperatura
20 Entalpía total de la corriente de salida del gas natural
21 Cálculo del calor que se necesita remover del gas natural
22 Cálculo de las entalpías del refrigerante en las diferentes
corrientes
23 Cálculo de la Potencia Real del Sistema
24 Cuadro Resumen de las propiedades calculadas para cada
corriente del sistema
1. Las Propiedades de los componentes del gas natural son:
Compuesto
Peso
Molecular,
lb/lbmol
Temperatura
Crítica, (°R)
Presión
Crítica,
lpca
Factor
acéntrico, w
C1 16.043 343.34 667 0.0108
C2 30.070 550.07 707.8 0.0972
C3 44.097 665.93 615 0.1515
n-C4 58.123 765.52 548.8 0.1981
n-C5 72.150 845.70 488.10 0.2510
n-C6 86.177 913.80 436.90 0.2990
2. Se realiza un cálculo de fases en la corriente de entrada del gas natural (punto
1), a la temperatura y presión de entrada del gas
psiaPentgas
FTentgas
650
100
Para lo cual se calculan las constantes de equilibrio, por la correlación de Wilson
(1968), quien formuló una expresión termodinámica para estimar estas constantes.
Esta expresión propuesta genera valores razonables de relaciones de equilibrio a bajas
presiones (<1000 psia) y tiene la siguiente forma :
T
TciwiEXP
P
PciKi 1137.5
donde:
Pci = Presión Crítica del Componente i, psia.
P = Presión del Sistema, psia.
Tci = temperatura Crítica del Componente i, °R.
T = Temperatura del Sistema, °R.
wi = Factor acéntrico del componente i.
Un cálculo tipo para el Metano se muestra enseguida:
38.8560
34.34310108.0137.5
650
6671
EXPKC
Las constantes de equilibrio para el resto de los componentes se presentan el
siguiente tabla:
Componente Ki
C1 8.38
C2 1.21
C3 0.29
n-C4 7.96E-2
n-C5 2.44E-2
n-C6 8.19E-3
El cálculo de fases se realiza con el desarrollo de la siguiente expresión:
6
1
01)1(*
)1(n
i
KiV
ZiKi
1)138.8(*
73.0)138.8(
V+
1)121.1(*
11.0)121.1(
V+
1)129.0(*
08.0)129.0(
V+
1)110*96.7(*
04.0)110*96.7(2
2
V+
1)1010*44.2(*
03.0)110*44.2(2
2
V+
1)110*19.8(*
01.0)110*19.8(3
3
V= 0
Para resolver la expresión se utiliza el método de Newton Raphson (programado en la
calculadora HP-48G) que consiste en un proceso iterativo donde se asume como valor
inicial para la iteración V = 0.5 al culminar todo el proceso el valor final de V = 0.90,
por lo que L = 1-V = 1-0.90= 0.10.
Seguidamente se realiza el calculo de las composiciones de las fases de líquido y de
vapor con las siguientes expresiones:
1)1(
KiV
Zixi Kixiyi
Un ejemplo del calculo para el metano es :
80.002.1
82.0
82.038.8*273.9
273.9981.0
255.9
255.91)138.8(90.0
73.0
6
1
6
1
n
i
anormalizad
n
i
anormalizad
yi
yiyi
Eyi
EE
xi
xixi
Exi
El producto del mismo calculo para el resto de los componentes ,se aprecia en la
siguiente tabla:
Componente xi xi (normalizada) yi yi (normalizada)
C1 9.55E-2 9.73E-2 0.82 0.80
C2 9.25E-2 9.42E-2 0.11 0.11
C3 0.22 0.23 6.67E-2 6.52E-2
n-C4 0.23 0.24 1.91E-2 1.87E-2
n-C5 0.25 0.25 6.10E-3 5.96E-3
n-C6 9.31E-2 9.49E-2 7.77E-4 7.59E-4
Sumatoria 0.981 1.000 1.02 1.000
3. Se efectúa el calculo de las propiedades pseudo críticas de la fase líquida y de
la fase vapor de la corriente de entrada del gas natural como se expone en la
siguiente tabla:
Fase Líquida
Componente xi
(normalizada)
Temperatura
Crítica, (°R) xi*Tci
Presión
Crítica,
lpca
xi*Pci
Factor
acéntrico,
w
xi*wi
C1 9.73E-2 343.34 33.41 667 64.89 0.0108 0.00105
C2 9.42E-2 550.07 51.81 707.8 66.67 0.0972 0.00916
C3 0.23 665.93 153.16 615 141.45 0.1515 0.03485
n-C4 0.24 765.52 183.72 548.8 131.71 0.1981 0.04754
n-C5 0.25 845.70 211.43 488.10 122.03 0.2510 0.06275
n-C6 9.49E-2 913.80 86.72 436.90 41.46 0.2990 0.02837
Sumatoria 1.000 720.25 568.22 0.1837
Fase Vapor
Componente yi
(normalizada)
Temperatura
Crítica, (°R) yi*Tci
Presión
Crítica,
lpca
yi*Pci
Factor
acéntrico,
w
yi*wi
C1 0.80 343.34 274.67 667 533.60 0.0108 0.0086
C2 0.11 550.07 60.50 707.8 77.86 0.0972 0.01069
C3 6.52E-2 665.93 43.42 615 40.01 0.1515 0.0099
n-C4 1.87E-2 765.52 14.32 548.8 10.26 0.1981 0.0037
n-C5 5.96E-3 845.70 5.04 488.10 2.91 0.2510 0.0015
n-C6 7.59E-4 913.80 0.69 436.90 0.33 0.2990 0.00023
Sumatoria 1.000 398.64 665.06 0.0346
4. Se calcula la entalpía másica ideal (global) de cada componente del sistema de
las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA @ T = 100°F (corriente de entrada de gas) y
luego estas se multiplican por el peso molecular de cada componente para
expresar las entalpías en unidades molares.
Componente Entalpía másica , H
(Btu/lb)
Entalpía molar,
H*PMi
(Btu/lbmol)
C1 282.5 4532.15
C2 182.5 5487.78
C3 155 6835.04
n-C4 155 9009.07
n-C5 150 10822.50
n-C6 135.81 11703.69
5. Ahora se efectúa el cálculo de la entalpía de cada fase tal y como se muestra
en el siguiente ejemplo:
Para el Metano:
hl (metano) = xi* Entalpía Molar = 9.73E-2* 4532.15 Btu/lbmol = 440.98 Btu/lbmol.
hg(metano) = yi* Entalpía Molar = 0.80* 4532.15 Btu/lbmol = 3625.72 Btu/lbmol.
El resultado de este mismo cálculo paral os demás componentes se presenta en la
tabla que sigue:
Componente Entalpía de la Fase
Líquida, hl (Btu/lbmol)
Entalpía de la Fase Gaseosa,
hg (Btu/lbmol)
C1 440.98 3625.72
C2 516.95 603.66
C3 1572.06 445.64
n-C4 2162.18 168.47
n-C5 2705.63 64.50
n-C6 1110.68 8.88
8508.47 4916.88
6. Se corrigen las entalpías ideales de cada fase calculadas en la sección
anterior, por presión y temperatura tal y como se muestra enseguida.
Fase Líquida:
Cálculo de la Presión y Temperatura Pseudo reducida.
78.025.720
560
14.122.568
650
R
R
T
TT
psia
psia
P
PP
sc
sr
sc
sr
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-6 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH / = 4.5
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-7 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH /= 5.9
Cálculo del término scTRHH / por la expresión que sigue:
scTRHH / = scTRHH / + (wm * scTRHH /)
scTRHH / = 4.5+(0.1837*5.9) = 5.58
Cálculo del término HH por la fórmula que sigue:
HH = scTRHH / *R*Tsc
lbmol
BtuHH
RRlbmol
BtuHH
72.7981
25.720986.158.5
Cálculo de la entalpía real de la fase líquida en la etapa intermedia.
lbmol
Btu
lbmol
BtuHHhlHl 75.52672.798147.85081
Fase Gaseosa:
Cálculo de la Presión y Temperatura Pseudo reducida.
40.164.398
560
98.006.665
650
R
R
T
TT
psia
psia
P
PP
sc
sr
sc
sr
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-6 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH / = 0.54
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-7 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH /= 0.099
Cálculo del término scTRHH / por la expresión que sigue:
scTRHH / = scTRHH / + (wm * scTRHH /)
scTRHH / = 0.54+(0.0346*0.099) = 0.54
Cálculo del término HH por la fórmula que sigue:
HH = scTRHH / *R*Tsc
lbmol
BtuHH
RRlbmol
BtuHH
52.427
64.398986.154.0
Cálculo de la entalpía real de la fase gaseosa en la corriente de entrada.
lbmol
Btu
lbmol
BtuHHhgHg 36.448952.42788.49161
7. Se calcula finalmente la entalpía total de la corriente de entrada de gas natural
se estima por la ecuación que sigue :
lbmol
BtuH
lbmol
Btu
lbmol
BtuVHgLHlH
099.40931
90.036.448910.075.526111
8. Se realiza un cálculo de fases en el punto intermedio para el gas natural, para
lo cual se calcula la temperatura en el punto intermedio como un promedio aritmético
entre la temperatura de entrada del gas y la temperatura a la cual lo quiero enfriar,
este criterio se basa en que en la primera etapa de enfriamiento se aspira garantizar
que el gas será enfriado a la mitad de la temperatura requerida.
Tintermedia = (Tent gas- Tsalid gas) = (100+(-30))°F = 35°F.
Y adicionalmente se calculan las constantes de equilibrio por la correlación de Wilson
(1968), a bajas presiones (<1000 psia):
T
TciwiEXP
P
PciKi 1137.5
Un cálculo tipo para el Metano se muestra enseguida:
413.5495
34.34310108.0137.5
650
6671
EXPKC
Las constantes de equilibrio para el resto de los componentes se presentan el siguiente
tabla:
Componente Ki
C1 5.413
C2 0.565
C3 0.112
n-C4 2.509E-2
n-C5 6.435E-3
n-C6 1.838E-3
El cálculo de las dos fases se realiza con el desarrollo de la siguiente expresión:
6
1
01)1(*
)1(n
i
KiV
ZiKi
1)1413.5(*
73.0)1413.5(
V+
1)1565.0(*
11.0)1565.0(
V+
1)1112.0(*
08.0)1112.0(
V+
1)110*509.2(*
04.0)110*509.2(2
2
V+
1)1010*435.6(*
03.0)110*435.6(3
3
V+
1)110*838.1(*
01.0)110*838.1(3
3
V= 0
Para resolver la expresión se utiliza el método de Newton Raphson (programado en
la calculadora HP-48G) , y se asume como valor inicial para la iteración V = 0.5 al
culminar el proceso el valor final de V = 0.81, por lo que L = 1-V = 1-0.81= 0.19.
Seguidamente se realiza el calculo de las composiciones de las fases de líquido y
de vapor con las siguientes expresiones:
1)1(
KiV
Zixi Kixiyi
Un ejemplo del calculo para el metano es :
86.0413.5*158.0
158.00122.1
16.0
16.01)1413.5(81.0
73.0
6
1
yi
xi
xixi
xi
n
i
anormalizad
El producto del mismo calculo para el resto de los componentes ,se aprecia en la
siguiente tabla:
Componente xi xi
(normalizada) yi
C1 0.16 0.158 0.86
C2 0.17 0.168 9.50E-2
C3 0.29 0.287 3.21E-2
n-C4 0.19 0.187 4.69E-3
n-C5 0.15 0.148 9.52E-4
n-C6 5.22E-2 5.157E-2 9.48E-5
Sumatoria 1.0122 1.000 1.001
9. Se realiza el cálculo de la composición Zi en la fase intermedia, por la expresión
:
F
LxiVyiZi
**
Un cálculo tipo para el Metano es:
73.01
19.0*158.081.0*86.01
ZC
El resultado del mismo cálculo aplicado al resto de los componentes, son
mostrados en la tabla sucesiva:
Componente Zi
C1 0.730
C2 0.110
C3 0.0805
n-C4 0.0393
n-C5 0.0289
n-C6 0.0098
10. Se efectúa el calculo de las propiedades pseudo críticas de la fase líquida y de
la fase vapor en la etapa intermedia como se expone en la siguiente tabla:
Fase Líquida
Componente xi
(normalizada)
Temperatura
Crítica, (°R) xi*Tci
Presión
Crítica,
lpca
xi*Pci
Factor
acéntrico,
w
xi*wi
C1 0.158 343.34 54.25 667 105.39 0.0108 0.0017
C2 0.168 550.07 92.41 707.8 118.91 0.0972 0.0163
C3 0.287 665.93 191.12 615 176.51 0.1515 0.0453
n-C4 0.187 765.52 143.15 548.8 102.63 0.1981 0.0370
n-C5 0.148 845.70 125.16 488.10 72.24 0.2510 0.0371
n-C6 5.157E-2 913.80 47.12 436.90 22.53 0.2990 0.0154
Sumatoria 1.000 653.22 598.19 0.1511
Fase Vapor
Componente yi Temperatura
Crítica, (°R) yi*Tci
Presión
Crítica,
lpca
yi*Pci
Factor
acéntrico,
w
yi*wi
C1 0.86 343.34 295.27 667 573.62 0.0108 0.0093
C2 9.50E-2 550.07 52.25 707.8 67.24 0.0972 0.0092
C3 3.21E-2 665.93 21.38 615 19.74 0.1515 0.0049
n-C4 4.69E-3 765.52 3.59 548.8 2.57 0.1981 0.0009
n-C5 9.52E-4 845.70 0.805 488.10 0.46 0.2510 0.0002
n-C6 9.48E-5 913.80 0.087 436.90 0.041 0.2990 0.00003
Sumatoria 1.001 373.38 663.68 0.0246
11. Se calcula la entalpía másica ideal (global) de cada componente del sistema de
las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA y luego estas se multiplican por el peso molecular de
cada componente para expresar las entalpías en unidades molares.
Componente Entalpía másica , H
(Btu/lb)
Entalpía molar, H*PMi
(Btu/lbmol)
C1 247.5 3970.64
C2 155 4660.85
C3 130 5732.61
n-C4 130 7555.99
n-C5 125 9018.75
n-C6 110 9479.47
12. Ahora se efectúa el cálculo de la entalpía de cada fase tal y como se muestra
en el siguiente ejemplo:
Para el Metano:
hl (metano) = xi* Entalpía Molar = 0.158* 3970.64 Btu/lbmol = 627.36 Btu/lbmol.
hg(metano) = yi* Entalpía Molar = 0.86* 3970.64 Btu/lbmol = 3414.75 Btu/lbmol.
El resultado de este mismo cálculo paral os demás componentes se presenta en la
tabla que sigue:
Componente Entalpía de la Fase
Líquida, hl (Btu/lbmol)
Entalpía de la Fase Gaseosa, hg (Btu/lbmol)
C1 627.36 3414.75
C2 783.02 442.78
C3 1645.26 184.02
n-C4 1412.97 35.44
n-C5 1334.78 8.59
n-C6 488.86 0.89
6292.24 4086.47
13. Se corrigen las entalpías ideales de cada fase calculadas en la sección
anterior, por presión y temperatura tal y como se muestra.
Fase Líquida:
Cálculo de la Presión y Temperatura Pseudo reducida.
76.022.653
495
09.119.598
650
R
R
T
TT
psia
psia
P
PP
sc
sr
sc
sr
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-6 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH / = 4.625
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-7 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH /= 6.8
Cálculo del término scTRHH / por la expresión que sigue:
scTRHH / = scTRHH / + (wm * scTRHH /)
scTRHH / = 4.625+(0.1511*6.80) = 5.6525
Cálculo del término HH por la fórmula que sigue:
HH = scTRHH / *R*Tsc
lbmol
BtuHH
RRlbmol
BtuHH
96.7332
22.653986.16525.5
Cálculo de la entalpía real de la fase líquida en la etapa intermedia.
lbmol
Btu
lbmol
BtuHHhlHli 72.104096.733224.6292
Fase Gaseosa:
Cálculo de la Presión y Temperatura Pseudo reducida.
33.138.373
495
98.068.663
650
R
R
T
TT
psia
psia
P
PP
sc
sr
sc
sr
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-6 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH / = 0.65
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-7 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH /= 0.14
Cálculo del término scTRHH / por la expresión que sigue:
scTRHH / = scTRHH / + (wm * scTRHH /)
scTRHH / = 0.65+(0.0246*0.14) = 0.6534
Cálculo del término HH por la fórmula que sigue:
HH = scTRHH / *R*Tsc
lbmol
BtuHH
RRlbmol
BtuHH
52.484
38.373986.16534.0
Cálculo de la entalpía real de la fase gaseosa en la etapa intermedia.
lbmol
Btu
lbmol
BtuHHhgHgi 95.360152.48447.4086
14. Se calcula finalmente la entalpía total de la etapa intermedia por la ecuación
que sigue :
lbmol
BtuHin
lbmol
Btu
lbmol
BtuVHgiLHliHin
84.2719
81.095.360119.072.1040
15. Se realiza un cálculo de fases en la corriente de salida del gas natural(punto 2)
@ T= -30°F y P = 650 psia. Para el cual se calculan las constantes de equilibrio por la
correlación de Wilson (1968), a bajas presiones (<1000 psia) :
T
TciwiEXP
P
PciKi 1137.5
Un cálculo tipo para el Metano se muestra enseguida:
06.3430
34.34310108.0137.5
650
6671
EXPKC
Las constantes de equilibrio para el resto de los componentes se presentan el siguiente
tabla:
Componente Ki
C1 3.06
C2 0.21
C3 3.18E-2
n-C4 5.575E-3
n-C5 1.135E-3
n-C6 2.624E-4
El cálculo de las dos fases se realiza con el desarrollo de la siguiente expresión:
6
1
01)1(*
)1(n
i
KiV
ZiKi
1)106.3(*
73.0)106.3(
V+
1)1021(.*
11.0)1021(.
V+
1)110*18.3(*
0805.0)110*18.3(2
2
V+
1)110*575.5(*
0393.0)110*575.5(3
3
V+
1)110*135.1(*
0289.0)110*135.1(3
3
V+
1)110*624.2(*
0098.0)110*624.2(4
4
V= 0
Para resolver la expresión se utiliza el método de Newton Raphson (programado en la
calculadora HP-48G) , y se asume como valor inicial para la iteración V = 0.5 al
culminar el proceso el valor final de V = 0.67, por lo que L = 1-V = 1-0.67= 0.33.
Seguidamente se realiza el calculo de las composiciones de las fases de líquido y de
vapor con las siguientes expresiones:
1)1(
KiV
Zixi Kixiyi
Un ejemplo del calculo para el metano es :
939.006.3*307.0
307.01)106.3(67.0
73.0
yi
xi
El producto del mismo calculo para el resto de los componentes ,se aprecia en la
siguiente tabla:
Componente xi yi
C1 0.307 0.939
C2 0.234 0.049
C3 0.229 7.28E-3
n-C4 0.118 6.57E-4
n-C5 8.737E-2 9.916E-5
n-C6 2.968E-2 7.788E-6
Sumatoria 1.000 1.000
16. Se efectúa el calculo de las propiedades pseudo críticas de la fase líquida y de
la fase vapor de la corriente de salida del gas natural como se expone en la siguiente
tabla:
Fase Líquida
Componente xi Temperatura
Crítica, (°R) xi*Tci
Presión
Crítica,
lpca
xi*Pci
Factor
acéntrico,
w
xi*wi
C1 0.307 343.34 105.41 667 204.769 0.0108 0.0033
C2 0.234 550.07 128.71 707.8 165.63 0.0972 0.0227
C3 0.229 665.93 152.49 615 140.84 0.1515 0.0347
n-C4 0.118 765.52 90.33 548.8 64.76 0.1981 0.0234
n-C5 8.737E-2 845.70 73.89 488.10 42.65 0.2510 0.0219
n-C6 2.968E-2 913.80 27.12 436.90 12.97 0.2990 0.0089
Sumatoria 1.000 577.95 631.60 0.1149
Fase Vapor
Componente yi Temperatura
Crítica, (°R) yi*Tci
Presión
Crítica,
lpca
yi*Pci
Factor
acéntrico,
w
yi*wi
C1 0.939 343.34 322.39 667 626.31 0.0108 0.0101
C2 0.049 550.07 26.95 707.8 34.68 0.0972 0.0048
C3 7.28E-3 665.93 4.85 615 4.48 0.1515 0.0011
n-C4 6.57E-4 765.52 0.503 548.8 0.36 0.1981 0.0001
n-C5 9.916E-5 845.70 0.084 488.10 .048 0.2510 0.00002
n-C6 7.788E-6 913.80 0.007 436.90 0.003 0.2990 0.000002
Sumatoria 1.000 354.79 665.88 0.1616
17. Se calcula la entalpía másica ideal (global) de cada componente del sistema de
las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA y luego estas se multiplican por el peso molecular de
cada componente para expresar las entalpías en unidades molares.
Componente Entalpía másica , H
(Btu/lb)
Entalpía molar, H*PMi
(Btu/lbmol)
C1 212.5 3409.14
C2 130 3909.10
C3 107.5 4740.43
n-C4 107.5 6248.22
n-C5 102.5 7395.38
n-C6 86.75 7475.85
18. Ahora se efectúa el cálculo de la entalpía de cada fase tal y como se muestra
en el siguiente ejemplo:
Para el Metano:
hl (metano) = xi* Entalpía Molar = 0.307* 3409.14 Btu/lbmol = 1046.61 Btu/lbmol.
hg(metano) = yi* Entalpía Molar = 0.939* 3409.14 Btu/lbmol = 3201.18 Btu/lbmol.
El resultado de este mismo cálculo paral os demás componentes se presenta en la
tabla que sigue:
Componente
Entalpía de la Fase
Líquida, hl
(Btu/lbmol)
Entalpía de la Fase
Gaseosa, hg
(Btu/lbmol)
C1 1046.61 3201.18
C2 914.73 191.55
C3 1085.56 34.51
n-C4 737.29 4.10
n-C5 646.13 0.733
n-C6 221.88 0.058
4652.20 3432.13
19. Se corrigen las entalpías ideales de cada fase calculadas en la sección
anterior, por presión y temperatura tal y como se muestra.
Fase Líquida:
Cálculo de la Presión y Temperatura Pseudo reducida.
77.095.557
430
03.160.631
650
R
R
T
TT
psia
psia
P
PP
sc
sr
sc
sr
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-6 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH / = 4.60
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-7 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH /= 6.00
Cálculo del término scTRHH / por la expresión que sigue:
scTRHH / = scTRHH / + (wm * scTRHH /)
scTRHH / = 4.6+(0.1149*6.00) = 5.2894
Cálculo del término HH por la fórmula que sigue:
HH = scTRHH / *R*Tsc
lbmol
BtuHH
RRlbmol
BtuHH
12.5861
95.557986.12894.5
Cálculo de la entalpía real de la fase líquida en la etapa intermedia.
lbmol
Btu
lbmol
BtuHHhlHl 92.120812.586120.46522
Fase Gaseosa:
Cálculo de la Presión y Temperatura Pseudo reducida.
21.179.354
430
98.088.665
650
R
R
T
TT
psia
psia
P
PP
sc
sr
sc
sr
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-6 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH / = 0.80
Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-7 del GPSA, se entra con Psr y
se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .
scTRHH /= 0.25
Cálculo del término scTRHH / por la expresión que sigue:
scTRHH / = scTRHH / + (wm * scTRHH /)
scTRHH / = 0.80+(0.1616*0.25) = 0.8404
Cálculo del término HH por la fórmula que sigue:
HH = scTRHH / *R*Tsc
lbmol
BtuHH
RRlbmol
BtuHH
16.592
79.354986.18404.0
Cálculo de la entalpía real de la fase gaseosa en la etapa intermedia.
lbmol
Btu
lbmol
BtuHHhgHg 97.283916.59213.34322
20. Se calcula finalmente la entalpía total de la corriente de salida del gas natural
por la ecuación que sigue :
lbmol
BtuH
lbmol
Btu
lbmol
BtuVHgLHlH
84.15032
67.097.283933.092.1208222
21. Cálculo del calor que se necesita remover del gas natural.
Calor a remover entre la corriente de entrada del gas natural (punto 1) y el
punto intermedio
HinHmgq 11
donde:
H1 = Entalpía en la corriente de entrada del gas natural (punto 1), Btu/lbmol.
Hin = Entalpía en la corriente intermedia, Btu/lbmol.
mg = masa del gas natural, lbmol/h y esta dada por la expresión:
244.379
Qmg
donde:
Q = Caudal de gas natural, PCND
h
lbmol
día
h
lbmol
PCN
día
PCN
mg 80.8785
1
244.397
1080 6
h
Btu
lbmol
Btu
h
lbmolq 61007.12)84.2719099.4093(80.87851
Calor a remover entre el punto intermedio y la corriente de salida del gas
natural (punto 2)
22 HHinmgq
donde:
Hin = Entalpía en la corriente intermedia, Btu/lbmol.
H2 = Entalpía en la corriente de salida del gas natural (punto 2), Btu/lbmol.
mg = masa del gas natural, lbmol/h y esta dada por la misma expresión
anterior, por lo tanto es la misma
h
lbmolmg 80.8785
h
Btu
lbmol
Btu
h
lbmolq 61068.10)84.150384.2719(80.87852
El calor total a remover del gas natural en el sistema es:
h
Btu
h
Btuqqqt 666 1075.22)1068.101007.12(21
22. Cálculo de las Entalpías del Refrigerante en las diferentes corrientes del
sistema.
Corriente 7: Por esta corriente circula agua y se asume que entra a una
temperatura aproximadamente igual a la temperatura ambiental, es decir, que
FTambientalT 907 .
Corriente 8: Esta es la corriente de salida del agua y se asume que esta
corriente tiene una temperatura 30°F por encima de la Temperatura de la corriente 7,
por lo que FFFFTT 12030903078 .
Corriente 9: Por esta corriente circula propano y se asume que la
temperatura de esta corriente es igual a la temperatura de la corriente 8 , esto es con
el fin de evitar un crossover. Con la FT 1209 y con el estado de líquido saturado
(porque sale del condensador ) se calcula la entalpía en esa corriente con el diagrama
de Presión-Entalpía para el propano lb
BtuH 3259 y la presión psiaP 2509 .
Corriente 9 y 9”: Estas corrientes resultan de la bifurcación del corriente
9, por lo que estas dos corrientes tienen las mismas condiciones de temperatura,
presión , entalpía y estado de la corriente 9, es decir;
lb
BtuHHH
psiaPPP
FTTT
325"999
250"999
120"999
Corriente 3: Para encontrar la entalpía de esta corriente, se toma el
criterio de que como el fluido pasa a través de la válvula de expansión #1 , la cual
opera a entalpía constante (H = 0), entonces la entalpía de la corriente 9” es igual a
entalpía de la corriente 3 ;lb
BtuH 3253 . Se asume además que esta corriente tiene
un T de 10°F por debajo de la temperatura de corriente intermedia del gas natural,
entonces:
FFTTinT 2510353
Luego conocida la entalpía y la temperatura de la corriente se consigue con el
diagrama Presión-Entalpía del propano la presión de la corriente psiaP 623 .
Corriente 4 : Esta es la corriente de salida del evaporador #1, y en vista
que esta equipo opera a presión constante la presión de esta corriente es la misma
que la presión de la corriente 3( psiaPP 6234 ) y como esta corriente 4 sale del
evaporador como vapor saturado con esas dos condiciones se encuentra en el
diagrama Presión-Entalpía del propano la entalpía de la corriente lbl
BtuH 4304 .
Corriente 10: En vista que esta corriente sale de la válvula #2 la cual
opera isentálpicamente (H = 0), entonces la entalpía de esta corriente es la misma
entalpía que tiene la corriente 9 y la presión resulta ser la misma de la corriente 3.
psiaP
lb
BtuH
6210
32510
Corriente 11: Esta es la corriente de tope del separador y sale como
vapor saturado a la misma presión de la corriente de entrada, con estas dos
condiciones se puede hallar en el diagrama de Presión-Entalpía del propano la entalpía
de la corriente lb
BtuH 43011 , psiaP 6211 .
Corriente 12: Esta es la corriente de fondo del separador y sale como
líquido saturado a la misma presión de la corriente de entrada, con estas dos
condiciones se puede hallar en el diagrama de Presión-Entalpía del propano la entalpía
de la corriente lb
BtuH 26612 , psiaP 6212 .
Corriente 13: En vista que esta corriente sale de la válvula #3 la cual
opera isentálpicamente (H=0), entonces la entalpía de esta corriente es la misma
entalpía que tiene la corriente 12 y la presión es la atmosférica y la temperatura es la
critica del propano.
lb
BtuHH 2661213 ; psiaP 73.1413 ; FT 4313 .
Corriente 14: Esta es la corriente de salida del evaporador #2, y en vista
que esta equipo opera a presión constante la presión de esta corriente es la misma
que la presión de la corriente 13 ( psiaPP 73.141314 ) . Como esta corriente 4 sale
del evaporador como vapor saturado con esas dos condiciones se encuentra en el
diagrama del propano la entalpía de la corriente lbl
BtuH 40814 , y la entropía
Flb
BtuS
93.014 .
Corriente 15: Esta corriente sale del compresor #2, para mezclarse con la
corriente 11 que proviene del tope del separador con una presión de 62 psia, como las
dos corrientes se mezclan en el punto de mezcla #1 ambas corrientes tienen la misma
presión, más no la misma entalpía, psiaP 6215 . Asumiendo que el compresor
trabaja isentrópicamente (ideal), entonces Flb
BtuSS
93.01514 y la presión de 62
psia se puede conseguir la entalpía de la corriente 15 en el diagrama Presión- Entalpía
del propano, lb
BtuidealH 43815 .
Evaluación del Compresor #2:
Potencia Ideal= (mC3)13,14*(H15 ideal - H14)
Donde:
(mC3) 13,14 = masa del propano que entre por la corriente 13 y la corriente 14, lb/h y
viene dada por la expresión:
1314
2q(mC3)13,14
HH
h
lb
lb
Btu
h
Btu
27.75211
)266408(
1068.10
(mC3)13,14
6
Potencia Ideal=h
lb27.75211 *(438-408)
lb
Btu*
h
Btu
hp
2545
1= 886.58 hp
Potencia Real=
ealPotenciaId
Donde:
= Eficiencia del Compresor (0.80)
Potencia Real= hphp
225.110880.0
58.886
Ahora con al Potencia real se recalcula la Entalpía en la corriente 15 real
mediante la siguiente expresión:
lb
Btu
lb
Btu
hp
h
Btu
h
lb
hprealH
HmC
esoraldelcomprPotenciarerealH
50.4454081
2545
27.75211
225.110815
1414,13)3(
2#15
Corriente 16: Para conocer la Entalpía de esta corriente es necesario:
Primero: Realizar un Balance de Masa y Energía en el Separador.
Balance de Masa:
121110 mmm
En vista que m12 es conocida pues es la misma masa
(mC3)13,14=m12= h
lb27.75211 , se despeja m12 y se sustituye para conseguir así la
primera ecuación:
27.752111110 mm (1)
Balance de Energía:
121211111010 hmhmhm
En vista que m12 y h12 son conocidas pues es la misma masa se despeja el término
m12 *H12 y se sustituye para conseguir así la primera ecuación:
601.2011*111010 hmhm (2)
Resolviendo las ecuaciones (1) y (2) como un sistema de ecuaciones lineales de dos
ecuaciones con dos incógnitas se obtiene:
m10= 117436.63 h
lb
m11= 42225.36 h
lb
Segundo: Realizar un Balance de Energía en el punto de mezcla #1 para conseguir la
entalpía en la corriente 16.
161611111515 hmhmrealhm
De esta ecuación son conocidos todos los términos a excepción de la entalpía 16 y ese
es la expresión se esta buscando
16
1111151516
m
hmrealhmh
Es importante destacar que :
m10 = m16 = 117436.63 h
lb
m15 = m12 = h
lb27.75211
Sustituyendo:
lb
Btu
h
lb
lb
Btu
h
lb
lb
Btu
h
lb
h 92.439
63.117436
43036.4222550.44527.75211
16
Corriente 5 : Para conocer la entalpía en la corriente 5 es necesario
realizar un balance de masa y energía en el punto de mezcla #2 como se aprecia a
continuación:
34
1q(mC3)3,4
HH
h
lb
lb
Btu
h
Btu
38.114952
)325430(
1007.12
(mC3)3,4
6
Balance de Masa
m5 =m16+ m4
m5 =(114952.38+117436.63) h
lb= 232389.01
h
lb
Balance de Energía
m5* h5 =m16*h16 + m4*h4
Despejando h5 se obtiene:
lb
Btu
h
lb
h
Btu
h
lb
lb
Btu
h
lb
01.434
01.232389
92.43963.11743643038.114952
m5
h4*m4 h16*m16 h5
Corriente 6: Esta corriente sale del compresor #1, a un condensador que
opera a 62psia. Asumiendo que el compresor trabaja isentrópicamente (ideal),
entonces Flb
BtuSS
92.065 y la presión de 62 psia se puede conseguir la entalpía
de la corriente 6 en el diagrama Presión- Entalpía del propano, lb
BtuidealH 4646 .
Evaluación del Compresor #1:
Potencia Ideal= (mC3)5,6*(H6 ideal – H5)
Donde:
(mC3) 5,6 = masa del propano que entre por la corriente 5 y la corriente 6, lb/h
h
lb01.232389(mC3)5,6
Potencia Ideal= h
lb01.232389 *(464-435.01)
lb
Btu*
h
Btu
hp
2545
1= 2647.13hp
Potencia Real=
ealPotenciaId
Donde:
= Eficiencia del Compresor (0.80)
Potencia Real= hp913.330880.0
13.2647
Ahora con al Potencia real se recalcula la Entalpía en la corriente 6 real mediante
la siguiente expresión:
lb
Btu
lb
Btu
hp
h
Btu
h
lb
hprealH
HmC
esoraldelcomprPotenciarerealH
25.47101.4351
2545
01.232389
913.33086
56,5)3(
1#6
23. Cálculo de la Potencia Real Total del sistema.
Potencia total = Potencia real del compresor#1 + Potencia real del compresor#2
Potencia total =(3308.913+1108.225) hp = 4417.14 hp.
24. Cuadro Resumen de las Propiedades de cada corriente
Corriente
Presión
(psia)
Temperatura
(°F)
Entalpía
(Btu/lb)
Entropía
(Btu/lb*°
F)
Estado
1 Gas Natural 650 100 4093.099 -- Mezcla
Intermedia Gas Natural 650 35 2719.84 -- Mezcla
2 Gas Natural 650 -30 1503.84 -- Mezcla
3 Propano 62 25 325 0.69 Mezcla
4 Propano 62 25 430 0.90 Vapor Saturado
5 Propano 62 25 435.01 0.9 Vapor Sobrecalentado
6 Propano 250 180 471.25 0.95 Vapor Sobrecalentado
7 Agua 14.73 90 -- -- Líquido
8 Agua 14.73 120 -- -- Líquido
9 Propano 250 120 325 0.89 Líquido Saturado
9 Propano 250 120 325 0.89 Líquido Saturado
9” Propano 250 120 325 0.89 Líquido Saturado
10 Propano 62 25 325 0.69 Mezcla
11 Propano 62 25 430 0.90 Vapor Saturado
12 Propano 62 25 266 0.57 Líquido Saturado
13 Propano 14.73 -43 266 0.97 Vapor Sobrecalentado
14 Propano 14.73 -43 408 0.93 Vapor Saturado
15 Propano 62 60 445.50 0.94 Vapor Sobrecalentado
16 Propano 62 50 439.92 0.925 Vapor Sobrecalentado
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