CAPÍTULO 1EXTRACCIÓN DE LÍQUIDOS DEL

GAS NATURAL Y EL CONTROL DEL PUNTO DE ROCÍO POR

HIDROCARBUROS

1. 1 Introducción

Los líquidos del gas natural comprenden los componentes que se pueden

extraer del gas natural para mantenerlos en estado líquido. Por lo tanto es la parte

más pesada de la mezcla de hidrocarburos y se refiere al propano y los

componentes más pesados. De ordinario, se habla del GPM, indicando con esta

expresión la cantidad de galones de líquido C3+ que se pueden separar por mil

pies cúbicos de gas, medidos en condiciones normales. La bibliografía habla del

GPM = 3 como un gas rico, es decir con un elevado contenido de C3+, por otra

parte, en la actualidad valores menores de GPM se consideran rentables debido al

alza del precio del petróleo y los demás hidrocarburos a nivel mundial. También

se pueden calcular valores de GPM C2+ ó GPM C1+ de acuerdo a los

requerimientos de la norma.

El punto de rocío de los hidrocarburos (PRH), para una presión determinada,

es la temperatura a la cual se empiezan a condensar los hidrocarburos de la

mezcla de gas. El punto de rocío al agua (PRA) es la temperatura a la cual el

vapor de agua se empieza a condensar de la mezcla gaseosa, a una presión

determinada. Por otra parte, el gas de venta debe cumplir especificaciones no

solamente por contenido de agua sino cumplir ciertos requerimientos con

respecto al punto de rocío por hidrocarburo.

- 1 -

Dado que el punto de rocío por hidrocarburo varía con la composición, la

presión y la temperatura, la definición de punto de rocío por hidrocarburo incluye

los parámetros de presión y temperatura.

Normalmente el punto de rocío por hidrocarburo se especifica como una

temperatura máxima a una presión seleccionada. En estados Unidos estas

especificaciones son 15 ºF máximo a 800 Psia, mientras tanto en Venezuela la

especificación es de 36 ºF. la diferencia radica en el hecho de que las

temperaturas ambientales son diferentes. Estos valores de presión se seleccionan

porque generalmente esta cerca de la temperatura cricondentérmica para el gas de

venta.

La razón para el valor de la temperatura de PRH es asegurar que no se formen

hidrocarburos líquidos en la tubería, cuando la línea se enfría a la temperatura de

la tierra, o cuando hay enfriamiento debido a la expansión. Dicha especificación

de punto de rocío es adecuada a fin de evitar hidrocarburos líquidos en los

sistemas de distribución de gas natural.

Para alcanzar la especificación de punto de rocío por hidrocarburo, es

necesario tratar el gas para remover prácticamente todos los hidrocarburos

pesados de la mezcla.

El procesamiento del gas natural generalmente de dos tipos de procesos:

Procesos de extracción de líquidos de gas natural

Estos procesos efectúan la extracción de los licuables del gas natural por

efecto de la refrigeración ó absorción y condensación de los mismos.

Procesos de fraccionamiento de gas natural

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Estos procesos realizan la división o partición de una mezcla de

hidrocarburos por destilación, de tal modo que las partes separadas tengan

las propiedades específicas que exige el mercado.

Algunas tecnologías efectúan este trabajo y combinan los dos anteriores

proceso y son:

Ciclos cortos de adsorción

Refrigeración mecánica

Absorción con aceite pobre

Turboexpansión

Según el GPSA la selección de uno de estos procesos para una aplicación

específica depende de:

Composición del gas

Caudal de flujo de gas

Economía de la extracción de GLP

Economía de la recuperación de etano

A continuación se describen los anteriores procesos explicando con detalle las

variables de funcionamiento.

1.2 Ciclo Corto De Adsorción.

Este proceso es similar al proceso de adsorción cubierto en deshidratación,

pero con ciclos mucho más cortos. Se usa normalmente para corrientes de gas

con muy bajos contenidos de propano y butano, pero con suficiente cantidad de

C5 y más pesados, que hacen imposible cumplir con la especificación de punto de

rocío por hidrocarburo.

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Este proceso es apropiado para gases que contengan menos de 1 GPM

(Galones de propano y más pesados por 1000 pies cúbicos normales). El

adsorbente utilizado generalmente es sílica gel. Hay dos diferencias básicas entre

estos procesos para control de punto de rocío por agua y por hidrocarburo como

son, para control por hidrocarburo se requieren tres torres y el tiempo de duración

del ciclo en cada torre es más corto, usualmente entre 20 a 30 minutos contra 8 a

10 horas para deshidratación.

La característica atractiva en un ciclo corto de adsorción, es que recupera

entre el 60 a 70 % de los pentanos y mas pesados contenidos en el gas, y que se

cumple con el punto de rocío por hidrocarburo, como por agua. En la Fig. 1-1 se

muestra un arreglo típico de una unidad de ciclo corto de adsorción con tres

torres. Es muy importante que un separador antes de esta unidad remueva todo el

líquido libre y los sólidos que traiga el gas en producción.

Un bache de líquido dentro del lecho puede dañar el adsorbente y hacer

necesario su cambio. La temperatura de adsorción debe ser tan baja posible sin

originar la formación de hidratos, a fin de que se adsorban la mayor cantidad de

hidrocarburos pesados. Una regeneración apropiada del lecho es muy

importante, usándose para este propósito una porción del gas de proceso. La

temperatura del gas de regeneración esta en el orden del 550 - 575 ºF. la

temperatura de salida de ka torre en calentamiento se lleva a 400 ºF.

Así como la adsorción y la desorción son importantes, una adecuada

condensación de los hidrocarburos desorbidos es también muy importante. Si la

condensación es ineficiente, los hidrocarburos no se remueven del gas de

regeneración. En climas cálidos este es el problema principal, requiriéndose un

diseño generoso del condensador. El diseño del separador vertical a continuación

del condensador, tiene que ser holgado para una buena separación de la mezcla

hidrocarburos condensados y el gas.

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- 5 -

EnfriamientoCalentamiento

Adsorción

M

Gas rico

FIG. 1-1 Ciclo corto de adsorción

1.3 Refrigeración Mecánica

El proceso de refrigeración se usa para cumplir con las especificaciones de

punto de rocío por hidrocarburo y por agua para el gas de venta. La temperatura a

la cual debe ser enfriado el gas depende del nivel requerido para alcanzar las

especificaciones de punto de rocío. Este será el requerimiento mínimo de

enfriamiento. Enfriar el gas a niveles de temperatura por debajo de este mínimo

debe ser justificado por la economía de la recuperación del GLP. Esto requiere de

una evaluación económica que considere el beneficio de la recuperación

adicional de GLP y los costos de inversión y operación de las facilidades para

ello. La recuperación adicional de GLP se consigue enfriando el gas a

temperaturas tan bajas como -20 a -40 ºF o por contacto del gas con aceite pobre

en una torre absorbedora. Puesto que el gas que entra a la unidad de refrigeración

esta saturado con vapor de agua y la temperatura a la cual se enfría esta

sustancialmente por debajo del punto de congelación del agua, se requiere

prevenir la formación de hielo o hidratos. Como se explicó detalladamente en el

capitulo anterior, la temperatura de formación de hidratos a una presión dada

puede ser deprimida por la dicción de químicos tales como metanol o glicoles.

Como puede observarse en la Fig. 1-2, en dicho proceso se encuentran tres

circuitos totalmente definidos como son:

Circuito de gas natural, al cual se le remueve agua y líquidos para

acondicionarlo a gas de venta.

Circuito de glicol, el cual se utiliza para inhibir la formación de hidratos

en el intercambiador de calor y el chiller , y esta formado por la unidad de

regeneración donde se retira el agua al glicol por evaporación.

Circuito del refrigerante propano, el cual al evaporarse en el caso del

chiller enfría el gas natural que pasa por los tubos.

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FIG. 1-2 Proceso de refrigeración con propano(Sistema típico de inyección de glicol)

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FIG. 1-3 Diagrama de flujo del proceso – diagrama Entalpía - presión

Diagrama de flujo del proceso

Diagrama presión - entalpía

ETAPA DE EXPANSIÓN

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

refrigeración conformado por:

Expansión

Evaporación

Compresión

Condensación

Este ciclo de refrigeración por compresión de vapor se representa por la Fig.

1-3 y se muestran las cuatro etapas que lo conforman se explican a continuación.

El punto de inicio del ciclo de refrigeración es la disponibilidad del

refrigerante líquido. El punto A en la Fig. 1-3 representa un líquido en su punto

de burbuja a la presión de saturación PA, y entalpía hLA .

En la etapa de expansión la presión y la temperatura se reducen al pasar a

través de la válvula de control en la cual cae la presión al valor de PB, el cual lo

determina la temperatura deseada del refrigerante TB.

En el punto B la entalpía del líquido saturado es hLB y la entalpía

correspondiente para vapor saturado es hVB. Como la expansión entre A y B

ocurre a través de una válvula de expansión y no hay intercambio de energía, el

proceso se considera isentálpico, por lo que la entalpía a la entrada y salida de loa

válvula es la misma hLA.

Como el punto B esta dentro de la envolvente, vapor y líquido saturado

coexisten. Para determinar la cantidad d vapor formado en el proceso de

expansión, hacemos X la fracción de líquido a la presión PB con una entalpía hLB.

La fracción de vapor formada con una entalpía hVB es (1 –X). Las ecuaciones

para el balance de calor y la fracción de líquido formado son:

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

X= (hVB- hLA) / (hVB- hLB) Ec. 2

(1-X) = (hLA- hLB) / (hVB- hLB) Ec. 3

FIG 1.4 Válvula de expansión electrónica

CAREL E2V

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ETAPA DE EVAPORACIÓN

El vapor formado en el proceso de expansión (A-B) no suministra ninguna

refrigeración al proceso. Calor es absorbido del proceso por la evaporación de la

parte líquida de refrigerante.

Como se muestra en la Fig.1 - 3 esto es a temperatura y presión constante.

La entalpía del vapor en el punto C es hVB.

Físicamente la evaporación ocurre en un intercambiador de calor

denominado evaporador o chiller. El líquido frío X suministra la refrigeración y

su efecto refrigerante está definido como X(hVB-hLB) y sustituyendo en la Ec. 2

dicho efecto se representa como:

EfectoR = hVB-hLA Ec. 4

La capacidad de refrigeración o “duty” referido a la cantidad total de calor

absorbido en el chiller por el proceso, generalmente se expresa como toneladas

de refrigeración o BTU/ unidad de tiempo.

La rata de flujo de refrigerante está dada por la siguiente expresión.

m= Qref / (hVB –hLA) Ec.5

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FIG. 1-5 Condensador evaporativo

ETAPA DE COMPRESIÓN

Los vapores de refrigerante salen del chiller a la presión de saturación Pc y

la correspondiente temperatura Tc con una entalpía hVB. La entropía en este punto

C es SC.

Los vapores se comprimen isentrópicamente a la presión PA a través de la

línea CD’ ( Fig 1-3).

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

PA está dado por:

Wi = m (h’VD – hVB) Ec. 6

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El valor h’VD está determinado por las propiedades del refrigerante a PA y

una entropía SC. Como el refrigerante no es un fluido ideal y los compresores no

operan idealmente, se define el término eficiencia isentrópica ηi para compensar

las ineficiencias en el proceso de compresión (Esta eficiencia se denomina

también adiabática.

El trabajo real de compresión puede ser calculado asi:

W = Wi /ηi = m(h’VD – hVB)/ ηi Ec. 7

La entalpía a la descarga está dada por

hVD = (h’VD – hVB)/ ηi + hVB Ec. 8

El trabajo de compresión puede expresarse como:

GHP = W/2544.4 Ec. 9

Donde 2544.4 Btu/h = 1 hp

FIG. 1.6 Compresor del ciclo de refrigeración

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ETAPA DE CONDENSACIÓN

El refrigerante sobrecalentado que sale del compresor PA y TD (Punto D en

Fig 1-3), se enfría a la temperatura de punto de rocío TA a condición muy cercana

de presión constante y se condensa a temperatura constante.

Durante el proceso de desobrecalentamiento y condensación, todo el calor

y trabajo acondicionados al refrigerante durante los procesos de evaporación y

compresión, deben ser removidos de forma tal que se complete el ciclo llegando

al punto de inicio A, en el diagrama P-H que se muestra en la Fig. 1-3.

Acondicionado el duty de refrigeración al calor de compresión, se calcula

el duty de condensación QCD con la siguiente expresión:

QCD = m[(hVB – hLA) + (hVD – hVB)]

QCD = m(hVD – hLA) Ec. 10

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La presión de condensación del refrigerante es una función del medio de

enfriamiento disponible: aire, agua de enfriamiento u otro refrigerante.

FIG 1-7 Condensadores del ciclo

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EJEMPO 1 (GPSA)

Se van a enfriar 51.4 MMscfd del gas (gravedad específica 0.6564 y

capacidad calorífica 0.67 Btu/lb·ºF) desde 60ºF a 0ºF, mediante un sistema de

refrigeración con propano. De la masa de gas que entra al chiller se condensa el

3.5% y el calor de condensación λc es 200 Btu/lb. El chiller de propano opera a -

10 ºF. La eficiencia isentrópica del compresor es 75%. Ver diagrama de flujo del

proceso en Fig. 1-3. Calcular:

a. El duty del chiller

b. La fracción de líquido y vapor después de la expansión

c. El flujo de refrigerante líquido propano en gpm y vapor en MMscfd.

d. El trabajo real del compresor y los caballos de fuerza de gas (GHP)

e. El calor de compresión y el duty del condensador

SOLUCIÓN:

a. Calcular el duty del chiller:

γ(gas) = PM(gas) / PM(aire) = 0.6564

PM(aire) = 28.9625lb/lbmol

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

m(gas)= (51.4*106)scf/d*lbmol/380scf*19.01lb/lbmol * d/24h

m(gas)= 107,140lb/h

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

Q(chiller) = m(gas)Cp(gas)ΔT + mlcλc = Qref

Q(chiller) = 107,140lb/h * 0.67Btu/lb·ºF * 60ºF + 3.750lb/h * 200Btu/h

= 506*106Btu/h

b. Calcular la fracción de líquido y vapor después de la expansión

En Fig 1-3 se ubica el punto A del inicio del ciclo de refrigeración,

@ (TA=80ºF y línea de de líquido saturado), se lee PA=145psia y

hLA=300Btu/lb.

Ubicar punto B a la salida de la expansión,

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

Determinar hLB,

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

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FIG. 1-8 Diagrama P-H del propano Para el ejemplo 1

Ubicar punto a la salida del evaporador (chiller),

@(TB=-10ºF y línea de vapor saturado), se lee hVB419Btu/lb

PC=PB=32psia, TC=TB=-10ºF

De la Ec 2,

X = (hVB – hLA)/(hVB – hLB) = (419 – 300)/(419 – 244) = 0.68 fracción en peso de

líquido

(1 – X) = 1 – 0.68 = 0.32 fracción en peso de vapor

c. Calcular el flujo de refrigerante líquido propano en gpm y vapor en

MMscfd

De la Ec. 5,

m = Qref /(hVB – hLA) = (5*106Btu/h)/(419 – 300)Btu/lb = 42.521lb/h

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

ρ (C3) = 4.2268lb/gal

Refrigerante líquido = 42.521lb/h * gal/4.2268lb * h/60min = 168gpm

Refrigerante vapor = 42.521lb/h * lbmol/44.097lb * 380scf/lbmol * 24h/d

= 8.80MMscfd

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d. Calcular el trabajo real del compresor y los caballos de fuerza de gas

(GHP).

Ubicar punto D’ a la salida del condensador,

@(compresión isentrópica de C a D’ hasta PA=145psia),

se lee h’VD=450Btu/lb

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

De Ec. 7 W = Wi / ηi = 1.32*106/0.75 = 1.76*106Btu/h

De Ec. 9 GHP = W/2544.4 = (1.76*106Btu/h*hp)/2544.4Btu/h = 692hp

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

De Ec. 8

hVD = (h’VD – hVB)/ ηi + hVB = (450 – 419)/0.75 + 419 = 460.3Btu/lb

Calor de compresión = m(hVD – hVB) = 42,521(460.3 – 419) = 1.76*106Btu/h

De Ec. 10

QCD = m(hVD – hLA) = 42,521(460.3 – 300) = 6.82*106Btu/h

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1.4 Proceso Ifpexol

Como se observó en el proceso de refrigeración anterior, es necesario usar

glicol para prevenir la formación de hielo e hidratos, y por tanto se requiere la

incorporación de un proceso de regeneración del glicol, el cual adiciona costos de

inversión y operación.

Estos costos pueden ser disminuidos usando un proceso relativamente nuevo

llamado IFPEXOL, el cual se ilustra en la Fig. 1-9.

En este proceso se previene la formación de hidratos adicionando metanol a la

corriente de gas natural que se va a enfriar. Regularmente el metanol se recupera

por destilación; sin embargo, la separación del metanol del agua es difícil.

En el proceso IFPEXOL se usa una innovación para recuperar la mayor parte

del metanol sin regeneración.

En este proceso la corriente de gas que entra, se separa en dos, una parte se

pone en contacto en contracorriente con una solución de metanol rico – agua.

Como la corriente de gas está saturada con agua, no tomará agua adicional; sin

embargo, ella no contiene metanol en la entrada de la contactora.

Como el gas está en íntimo contacto con la solución metanol – agua, la

mayoría del metanol sale del agua y entra a la fase de hidrocarburo gaseoso. Esto

hace que se conserve gran parte del metanol que entra a la contactora. La

corriente de gas que sale de la contactora se une a la otra parte del gas de carga

antes del proceso frío. Metanol adicional se inyecta a esta corriente para saturar

completamente el gas con metanol.

Como el metanol está contenido en la fase de vapor, no se requiere distribuir

el metanol líquido en el haz de tubos como en el caso de la inhibición con glicol.

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El gas se enfría en los tubos del intercambiador gas – gas y el enfriador “chiller”

del proceso frío, con lo cual el metanol se condensa con el agua previniendo la

formación de hidratos.

Las pérdidas de metanol se producen en el gas de venta y por disolución

en el hidrocarburo líquido condensado. Las ventajas del proceso IFPEXOL es

que es más simple en equipos y operación, comparado con el proceso de

inyección y regeneración de glicol. Adicionalmente, como se dijo en el capítulo

anterior, el glicol absorbe hidrocarburos incluyendo aromáticos, adicionando

costos por no liberarlos a la atmósfera, lo cual no ocurre en el proceso IFPEXOL.

La debilidad del proceso IFPEXOL es la pérdida de metanol, el cual tiene que ser

repuesto en forma continua.

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FIG. 1-9 Proceso IFPEXOL

1.5 Absorción Con Aceite Pobre

Este proceso consiste en poner en contacto el gas natural con un aceite en

una absorbedora, con lo cual compuestos del gas se disuelven en el aceite.

FIG. 1.10 Absorción de líquidos

La absorción de licuables se realiza en trenes absorbedores, utilizando un

aceite absorbente de elevado peso molecular, el cual después de la sección de

absorción donde se obtiene el gas natural, pasa a un reabsorbedor donde se

produce gas combustible por la parte superior y el aceite con los líquidos

absorbidos por la parte inferior, posteriormente pasan a una sección de

vaporización y finalmente a la sección de destilación donde se separan los

hidrocarburos ligeros obteniéndose al final una corriente líquida de etano más

pesados, similar a las de las plantas criogénicas, la cual pasa a la sección de

fraccionamiento.

Por el fondo de la torre de destilación se obtiene el aceite absorbente

pobre, que pasa a un proceso de deshidratación para retornar nuevamente a las

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torre absorbedora y reabsorbedora para continuar con el proceso de absorción.

Uno de los productos principales de esta planta es Gas natural seco (Gas natural,

básicamente metano, listo para su comercialización) el cual es inyectado al

Sistema Nacional de Ductos para su distribución. No menos importante es el

producto denominado Líquidos del gas natural, el cual es una corriente en estado

líquido constituida por hidrocarburos licuables (Etano más pesados) esta

corriente constituye la carga a las plantas fraccionadoras.

La cantidad de cada componente que se disuelve en el aceite, se

incrementa a medida que disminuye la volatilidad a las condiciones de

temperatura y presión de la absorbedora.

Así por ejemplo, mientras sólo el 8% del metano en el gas se disuelve,

alrededor del 50% de propano, 80% del butano y así sucesivamente, irán a

formar una solución con el aceite.

Los equipos del proceso se muestran en la Figura 10. El gas rico entra a la

torre de absorción y fluye hacia arriba a través de la absorbedora, la cual contiene

platos o empaque.

A medida que el gas fluye hacia arriba, entra en contacto íntimo con el

aceite, el cual entra a la torre por la parte superior.

Cuando el gas sale por la cima de la torre, se ha despojado de la mayor

parte de los componentes pesados.

- 24 -

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FIG. 1-11 SISTEMA DE EXTRACCIÓN CON ACEITE POBRE

El aceite rico sale por el fondo de la torre bajo control de nivel,

intercambia calor con la corriente de aceite pobre y entra al tanque “flash”, el

cual opera alrededor de la mitad de la presión de la torre de absorción. Una gran

cantidad de compuestos livianos absorbidos, tales como el Metano son liberados

y se envían a la recompresión.

En facilidades de recuperación de propano y más pesados, el aceite entra a

la columna deetanizadora, en la cual se separan del aceite el resto de metano y el

etano.

Estos gases van a una vasija de presaturación y luego a recompresión para

juntarse con la corriente principal de gas tratado. De la torre deetanizadora, el

Aceite Pobre va a una torre de destilación, donde se separan el aceite y los

componentes absorbidos.

Posteriormente el Aceite pobre va a través de los tubos de los

intercambiadores de calor y los enfriadores, a la vasija de presaturación en la cual

se satura parcialmente con metano y etano y se bombea de regreso a la

absorbedora de alta presión, pasando por otro enfriador para asegurar que la

temperatura del aceite pobre no es mayor que la del gas de carga, para maximizar

la absorción.

Actualmente los cálculos para los balances de materia y energía requeridos

en el diseño, se hacen por computador puesto que es necesario un tratamiento

matemático riguroso.

Antes de la llegada de los computadores y de los métodos de cálculo

rigurosos, se empleaba un método corto el cual se ilustra a continuación.

- 26 -

Los pasos básicos del método corto son:

1. La absorbedora se diseña para extraer del gas un componente en particular

tal como el etano o propano. Este se denomina componente clave.

2. Determinar el valor de “K” para el componente clave y todos los otros

componentes, a las condiciones de temperatura y presión de la

absorbedora. Usar las cartas de la Sección 25 del GPSA para una presión

de convergencia de 2,000 psia ó las gráficas de K de Campbell del Tomo

I.

3. Seleccionar el número de platos teóricos, usualmente entre 6 y 8. Entre

mayor sea el número, se necesita circular menos cantidad de Aceite, pero

por encima de ocho platos en muy poco el beneficio que se logra.

4. Decidir la fracción del componente clave a ser recuperado (Eficiencia de

Extracción Ea), determinar el factor de absorción “A” de la Fig 1.12 (Fig

19-48 GPSA) con el número de platos teórico especificado y la eficiencia

de extracción para el componente clave.

5. Determinar la rata de circulación de aceite Lo en moles por hora para 100

moles por hora de gas de carga con la siguiente ecuación:

Lo = A(Kavg)(Vn-1) Ec. 1

6. Determinar el valor de “A” para los demás componentes usando la Ec. 1 y

los valores K respectivos.

El uso de un factor de absorción promedio como el definido en la Ec. 1

ignora un cambio en volumen del gas entre la entrada y la salida de la

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absorbedora. Además la aproximación de los valores K a la temperatura

promedio de la absorbedora, puede introducir errores significativos.

7. Determinar con la fracción recuperada Ea, para cada uno de los

componentes en el gas, con base en cada valor de “A” y el número de

platos teóricos.

8. Calcular las moles de cada componente en el gas residual con la siguiente

ecuación:

(Yn-1 – Y1)/(Yn-1 – Y0) = (An-1 – A)/(An-1 – 1) = Ea Ec. 2

9. Calcular las moles de cada componente absorbido por diferencia de las

moles en el gas de carga y el remanente en el gas tratado.

I = Yn-1 – Y1 + Y0 Ec. 3

10. Convertir el aceite pobre a gal/min circulados por 100 moles de gas de carga.

El factor más importante en el diseño de una unidad de absorción con aceite

es la relación aceite a gas, la cual se determina por la fracción recuperada de

componente clave. Usualmente la absorbedora es una torre de platos si el

diámetro es mayor a 30 pulgadas.

EJEMPO 2 (GPSA)

Se va a implementar un proceso de absorción con aceite para recuperar 60%

de propano de una corriente de 100 moles de gas rico con la composición que se

indica en la Columna 1 de la Tabla a continuación. La torre tiene 6 platos

teóricos y opera a 900 Psia y una temperatura promedio de 0°F.

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Se asume que el aceite pobre está completamente despojado y por tanto no

tiene componentes del gas rico, su peso molecular es 100 y la gravedad

especifica 0.68.

Calcular:

a. La rata de circulación de aceite pobre requerida en gpm/100 moles de

gas rico.

b. La composición del gas pobre que sale de la absorbedora

c. Las moles de cada componente del gas que se absorben y salen en el

aceite rico

Componente clave = C3

Número de platos teóricos, n = 6

Base = 100 moles de gas rico . Unidad de tiempo = 1 hora

Vn+1 = 100 lbmol/h

Ea (C3) = 0.60

Yo =0 (Se asume que el aceite pobre está completamente despojado y por tanto

no tiene componentes del gas rico)

Leer valores de Kavg (@ 900psia , 0°F) con una Presión de convergencia =

2,000 psia en GPSA (págs. 25-62 a 25-73) o en su caso los valores de K de las

gráficas de Campbell publicadas en el tomo I, y llenar la Columna 2 de la Tabla

siguiente:

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TABLA 1-1.

CÁLCULO DE UN ABSORBEDOR DE ACEITE POBRE

Constante de

equilibrio

Factor de

absorción

Fracción

recuperada

(Eficiencia

de

extracción)

Moles de

cada

componente

en el gas

residual

Moles de

c/componente

absorbido

1 2 3 4 5 6 = 1 – 5

Compon

.

Yn+1

%mol

Pconv =2000

Kavg

A Ea Y1 I

N2 1.18 4.4000 0.0277 0.0277 1.147 0.033

C1 88.24 2.4000 0.0508 0.0508 83.757 4.483

C2 7.29 0.4600 0.2652 0.2652 5.357 1.933

C3 2.08 0.2000 0.6100 0.6000 0.832 1.248

iC4 0.49 0.0750 1.6267 0.9800 0.010 0.480

nC4 0.46 0.0540 2.2593 0.9950 0.002 0.458

C5 0.09 0.0250 4.8800 1.0000 0.000 0.090

nC5 0.11 0.0215 5.6744 1.0000 0.000 0.110

C6 0.05 0.0075 16.2667 1.0000 0.000 0.050

C7- 0.01 0.0015 81.3333 1.0000 0.000 0.010

lbmol/h 100.00 91.106 8.894

En la Fig. 5 (@ Ea(C3)=0.60, n=6.0), se lee A=0.61

De la Ec. 1 para Kavg(C3)

L0 = A(Kavg)(Vn-1) =0.61(0.20)(100)=12.2 lbmol/h

Calcular circulación de aceite pobre en gpm:

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ρ(aceite pobre)=γ(aceite pobre)* ρ(agua@60ºF)=0.68(8.3372) lb/gal = 5.6693 lb/gal

gpm(aceite pobre)=(12.2lbmol/h)*(PM(aceite pobre)/ρ(aceite pobre))*(h/60min)

gpm(aceite pobre)=(12.2lbmol/h)*(100lb/lbmol)*(gal/5.6693lb)*(h/60min)

gpm(aceite pobre)=3.59 gpm por 100lbmol/h de gas rico

Con el valor calculado de L0 y Kavg para cada componente, calcular el

factor de absorción A:

Para N2 se tiene, A=L0/[(Kavg)(Vn+1)]=12.2/[(4.4)(100)]= 0.0277

De igual manera se calcula para los demás componentes y se llena la

Columna 3. En Fig. 1-12 con A para cada componente y n=6.0, se lee E a y se

llena Columna 4. (Observar en Fig. 1-12 que para aproximadamente n ≥ 6, A =

Ea hasta un valor de 0.5, porque se tiene un línea a 45°).

De la Ec. 2 calcular Y1 para cada componente y llenar Columna 5 con la

composición del gas pobre que sale de la absorbedora; para N2 se tiene,

Ea=(Yn-1 – Y1)/(Yn-1 – Y0)=(1.18 – Y1)/(1.18 – 0)=0.0277

Y1(N2) = 1.147 lbmol/h por 100 lbmol/h de gas rico.

De la Ec. 3 se calculan las moles de cada componente del gas de carga que

fueron absorbidas y se llena la Columna 6; para N2 se tiene:

I(N2)=Yn-1 – Y1 + Y0 = 1.18 – 1.147 + 0

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I(N2) = 0.033 lbmol/h por 100 lbmo/lh de gas rico.

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FIG. 1-12 Gráfica del factor de absorción

1-6 PROCESO DE “TURBO-EXPANDER”

El proceso “turbo-expander” fue desarrollado en los años sesentas. Su

aplicación principal es recuperar etano del gas natural, puesto que el etano es una

materia prima muy importante para la industria petroquímica.

Con el proceso se alcanzan temperaturas bastante bajas y por tanto se licua una

parte sustancial de etano y componentes más pesados del gas natural. Estos productos

son posteriormente recuperados por fraccionamiento.

Las bajas temperaturas se alcanzan por expansión de gas a alta presión, el cual ha

sido considerablemente enfriado a través de intercambiadores de calor y por

refrigeración como puede verse en la Fig. 1-13, y pasa a través de la turbina en la cual

se extrae trabajo o energía al gas.

De esta forma se logran niveles de temperatura del gas considerablemente más

bajos que los que pueden obtenerse en una expansión Joule-Thompson. Una vez que

el gas ha sido enfriado y una buena porción de etano y la mayoría del propano y más

pesados han sido licuados, los líquidos se separan del gas frío.

La corriente de gas del separador intercambia calor con el gas de carga y

regresa al compresor movido por la turbina en el cual se restablece parcialmente la

presión y va al compresor de gas de venta donde se eleva la presión al nivel requerido

para transporte.

Los líquidos condensados se fraccionan en los diferentes productos líquidos

mercadeables.

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Hay muchos arreglos diferentes para este proceso dependiendo de la composición

del gas de carga y el nivel deseado de líquidos a recuperar. Una característica

importante del proceso turbo-expander, es que el vapor de agua en el gas de carga

debe haber sido virtualmente removido en su totalidad, debido a las muy bajas

temperaturas de operación en este proceso.

El alto nivel de deshidratación del gas de carga al turbo-expander,

normalmente se consigue con unidades de adsorción con tamiz molecular.

Aunque este proceso se usa principalmente para recuperar etano, puede ser

económicamente viable en algunos casos comparados con otros procesos, silo que se

desea es recuperar líquidos como propano y más pesados.

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FIG. 1-13 Instalaciones típicas del proceso turbo- expander

FIG. 1-14 Variaciones del sistema turboexpander

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NOMENCLATURA

A, B, C, D = puntos de operación en diagramas de Fig. 1-3 y 1-4

A = factor de absorción usado en Ec. 1

Fa = eficiencia de absorción en Ec. 2

GHP = caballos de potencia de gas, hp

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

Btu/lb

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

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

hVD = entalpía de vapor sobrecalentado en punto D, Btu/lb

h’VD = entalpía isentrópica o de vapor sobrecalentado en punto D’, Btu/lb

Kavg = constante de equilibrio K = y/x a temperatura promedio de la absorbedora

L0= aceite pobre que entra a la absorbedora, moles/unidad de tiempo

I = moles de cada componente del gas en el aceite rico que sale de la

absorbedora, moles/unidad de tiempo

m = flujo másico de refrigerante, lb/h

n = número de platos teóricos

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

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

Vn+1 = gas rico que entra a la absorbedora, moles/unidad de tiempo

W = trabajo de compresión real, Btu/h

W. = trabajo de compresión ideal, Btu/h

X = fracción en peso

Y0 = moles de cada componente del gas en equilibrio con el aceite pobre que entra a

la absorbedora, por mol de gas rico

Y1 = moles de cada componente del gas pobre que sale de la absorbedora, por mol de

gas rico

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Yn-1 = moles de cada componente del gas rico que entra a la absorbedora, por mol de

gas rico

γ = gravedad específica

ηi = eficiencia isentrópica

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