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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
CAPTULO 2
FRACCIONAMIENTO DE LOSLQUIDOS DEL GAS NATURAL
2.1 Introduccin
Los lquidos recuperados del gas natural (LGN), forman una mezcla
multicomponente la cual se separa en fracciones de compuestos individuales o
mezclados, mediante una operacin de fraccionamiento. Se le llama destilacin al
proceso mediante el cual se logra realizar la operacin de fraccionamiento.En forma general cuando el gas natural de produccin tiene 1.3 % mol de
propano, puede ser econmico recuperar gases licuados del petrleo (GLP) segn el
GPSA.
Cuando el porcentaje es inferior a dicho valor, debe hacerse un anlisis de
alternativas minucioso antes de instalar facilidades para recuperacin de GLP.
2.2 Descripcin del proceso
La Destilacin es probablemente el mtodo ms econmico para separar una
mezcla en sus componentes individuales. La separacin es fcil si la volatilidad relativa
de los compuestos clave liviano y clave pesado es substancialmente mayor que uno. Los
componentes ms livianos (producto de cima), se separan de los ms pesados (producto
de fondo).
De esta forma, el producto de fondo de una columna es el alimento a la prxima
columna, la cual puede operar a una presin menor pero a temperatura mayor.
La altura de la columna, nmero de platos o altura de empaque, depende de lavolatilidad relativa. Entre ms baja sea la volatilidad relativa, la altura de la columna
ser mayor. En la Fig. 2 -1 se muestra en forma esquemtica una torre de
fraccionamiento con sus diferentes componentes.
El calor se introduce al rehervidor para producir los vapores de despojo. El vapor
sube a travs de la columna contactando el lquido que desciende. El vapor que sale por
la cima de la columna entra al condensador donde se remueve calor por algn medio de
enfriamiento.
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El lquido se retorna a la columna como reflujo para limitar las prdidas de
componente pesado por la cima.
Internos tales como platos o empaque promueven el contacto entre el lquido y el
vapor en la columna. Un ntimo contacto entre el vapor y el lquido se requiere para quela separacin sea eficiente. El vapor que entra a una etapa de separacin se enfra con lo
cual ocurre un poco de condensacin de los componentes pesados.
La fase lquida se calienta resultando en alguna vaporizacin de los componentes
livianos. De esta forma, los componentes pesados se van concentrando en la fase lquida
hasta volverse producto de fondo. La fase de vapor continuamente se enriquece con
componente liviano hasta volverse producto de cima. El vapor que sale por la cima de
la columna puede ser totalmente o parcialmente condensada En un condensador total,
todo el vapor que entra sale como lquido, y el reflujo retorna a la columna con lamisma composicin que el producto de cima destilado.
FIG. 2 - 1 Diagrama Esquemtico Del Proceso DeFraccionamiento
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2.3 Principio De La Destilacin
En la destilacin el proceso de separacin se basa en la volatilidad relativa
de los compuestos a ser separados. La separacin ocurre debido a que un
componente se calienta hasta que pasa a la fase de vapor y el otro componente
permanece en la fase lquida.
Cuando la mezcla no es de dos componentes sino multicomponente. La
separacin se selecciona entre dos componentes denominados claves, por
ejemplo etano y propano.
Se aplica calor hasta que todo el etano y los compuestos ms livianos se
vaporizan, mientras que a la presin y temperatura de operacin, el propano y los
compuestos ms pesados permanecen en la fase lquida.
Entre mayor sea la diferencia en volatilidad de los dos compuestos claves
seleccionados, ms fcil ser efectuar la separacin. Por lo tanto, en el proceso
destilacin se requiere que haya una diferencia en los puntos de ebullicin a la
presin de operacin, y que los compuestos sean estables trmicamente para que
no se descompongan.
El componente ms pesado que se vaporiza se denomina componenteclave liviano y el componente ms liviano que permanece en la fase lquida se
denomina componente clave pesado.
En la destilacin todos los clculos se ejecutan usando etapas tericas de
equilibrio. Una columna de fraccionamiento puede ser considerada como una
serie de equilibrios flash con dos corrientes de alimento y dos de producto, como
se muestra en la Fig. 2-2.
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El vapor entra al flash desde la etapa inferior a alta temperatura y la
corriente de lquido entra desde la etapa superior a baja temperatura.
En esta etapa ocurre transferencia de calor y de masa de forma tal, que las
corrientes que salen estn en el punto de burbuja de lquido y en el punto de roco
de vapor, a la misma temperatura y presin. Las composiciones de estas fases
estn relacionadas por la constante de equilibrio as:
yi=Ki*xi Ec. l
La relacin entre los balances de materia y energa para cada etapa es la base
para el diseo de toda la torre de fraccionamiento.
Dos consideraciones importantes que afectan el tamao y costo de una columna
de fraccionamiento son el grado de separacin y la volatilidad de los
componentes.
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FIG. 2-2 Modelo Bsico De Fraccionamiento
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El grado de separacin o pureza de un producto tiene un impacto directo
sobre el tamao de la columna y los requerimientos de servicios. Alta pureza
requiere ms platos, ms reflujo, mayor dimetro y o reducida cantidad de
producto. Una medida cuantitativa de la dificultad para una separacin es el
factor de separacin SF, definido como:
SF= (XD/XB)LK(XB/XD)HK Ec. 2
Tpicamente para la mayora de los problemas de separacin este factor
est en el rango de 500 a 2,000. Sin embargo, para separaciones muy puras este
valor puede llegar a 10,000. El nmero de platos aproximadamente ser el
logaritmo del factor de separacin para un determinado sistema.
La volatilidad de los componentes solamente se expresa como volatilidad
relativa . Esta variable est definida como la relacin de las constantes de
equilibrio de los compuestos claves liviano y pesado as:
= KLK/ KHK Ec. 3
Para sistemas de hidrocarburo en dos fases, compuestos que estn en una fase
estarn tambin presentes en la otra fase, en proporcin al valor de su constante
de equilibrio K. Por lo tamo, es necesario tener muchas etapas de contacto
gas/lquido, para provocar una concentracin gradual de los componentes
livianos en la fase gaseosa, y los componentes pesados en la fase lquida.
Esto requiere que la columna de destilacin tenga muchas etapas deseparacin, que se agregue calor al fondo de la columna para suministrar la
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energa de despojo, y que se aplique condensacin en la cima para licuar los
componentes que se retornan a la cima de la torre como reflujo.
TORRE DE FRACCIONAMIENTO
Las torres de fraccionamiento son cilindros verticales, altos y de gran dimetro,
que suelen configurar el entorno de una refinera. Aunque tal cosa no se descubre
a simple vista, estn organizados para sacarle al petrleo los diferentes
componentes, desde los ms livianos hasta los ms pesados. Cada una de las
torres se encarga de retirarle una porcin a la cadena de hidrocarburos. Al
comienzo saldrn los ms livianos y, progresivamente, los pesados; hasta dejar
los bitmenes pastosos que ya no aceptan mayores cortes.
Con el gas natural ocurre lo mismo, pero en este caso se trata de la separacin de
los integrantes ms livianos de la cadena de hidrocarburos.
El diseo de una torre comienza con la indagatoria a fondo del fluido que se va a
procesar. Del conocimiento y la seguridad que se tenga de la composicin del gas
natural que debe llegar a la planta depender la filosofa que soporte todas y cada
una de las decisiones. Una vez que se conozcan los diversos componentes que
integran la muestra y se tenga garantizada la produccin, se podr iniciar el
anlisis del proceso. De all la importancia que tiene, a los efectos de un diseo,
conocer a cabalidad la materia prima que alimentar la primera torre. Si esa
primera parte es dudosa, en el mismo grado se habr impactado la economa del
proceso.
La torre tiene una presin ms o menos estable en toda su longitud. La nica
diferencia de presin que hay entre el tope y el fondo es debido al peso propio de
los fluidos. En cambio la temperatura del tope es mucho ms baja que la delfondo de la torre.
http://www.gas-training.com/Articulos/pf_01.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_02.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_03.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_03.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_02.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_01.jpg8/13/2019 Fraccionamiento Gas
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Cuando se trata de unacolumna fraccionadora,la parte liviana se ir al tope de la
torre mientras que la porcin pesada quedar en el fondo (Flujo de Vapor).
TIPO DE FRACCIONADORES
El nmero y tipo de fraccionador requerido depende del nmero de productos a
ser producidos y la composicin de la alimentacin Los productos tipicos son los
liquidos del gas natural, los cuales son los siguientes procesos de
fraccionamiento.
o Demetanizadoro Deetanizadoro Depropanizadorao Debutanizadora
FLUJO DE VAPOR
Fuente: GPSA-98, Fig. 19-9
http://www.gas-training.com/Articulos/pf_04.jpghttp://www.gas-training.com/Articulos/pf_04.jpg8/13/2019 Fraccionamiento Gas
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2.4 Propsito Del Fraccionamiento
Cualquier planta de procesamiento de gas que produce lquidos del gas
natural (LGN), requiere de al menos una fraccionadora para producir un lquido
que cumpla con las especificaciones para venta. Por lo tanto, el propsito del
fraccionamiento es obtener de una mezcla de hidrocarburos lquidos, ciertas
fracciones que como productos deben cumplir especificaciones.
Para separar una corriente lquida de hidrocarburos en varias fracciones, se
requiere una torre de destilacin por fraccin. De otra forma silo que se quiere es
estabilizar la corriente del hidrocarburo condensado recolectado en el separador
de entrada a la planta, para recuperar las fracciones de pentano y ms pesadas
(C5+), se utiliza una torre estabilizadora en la cual se separan las fracciones de
pentano y ms pesados, los cuales salen por el fondo y las fracciones de butano y
ms livianos (C4-), las cuales salen por la cima.
Generalmente esta fraccin de cima de butano y ms livianos, se consume
dentro de la misma planta como gas combustible.
El producto de fondo se vende como un condensado estabilizado, al cual
se le controla en la torre la presin de vapor Reid (RVP), con la cual se
determina el tipo de tanque de almacenamiento requerido (Para gasolina natural1034 RVP, se recomiendan tanques esfricos, cilndricos horizontales o
verticales con domo; para gasolina 5-14 RVP tanques con techo flotante o de
techo fijo con venteo). En la Fig. 2-3 se ilustra una instalacin tpica para
estabilizacin de condensado.
El nmero total de columnas de destilacin depende de la composicin del
alimento y del nmero de productos a ser recuperado. En un sistema en el cual se
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recupera etano, GLP (mezcla de C3s y C4s) y el balance como C5+, se requiere
un mnimo de tres columnas de destilacin para las separaciones siguientes:
- Separar el metano de los hidrocarburos de dos y ms carbonos.
- Separar el etano de los hidrocarburos de tres y ms carbonos.
- Separar el GLP y los C5+.
En la Fig. 2-4 se muestra un tren de fraccionamiento usado para producir
tres productos. La corriente de alimento contiene mucho etano para ser incluido
en los productos; por eso, la primera columna es una deetanizadora. La corriente
de cima de la deetanizadora se recicla a la planta de procesamiento aguas arriba,
o se enva al sistema de gas combustible.
El producto de fondo de dicha columna, es la carga a la segunda columna
llamada depropanizadora; en la cual se obtiene como producto de cima, propano
en especificaciones. El producto de fondo es una mezcla de C4s y gasolina que
va a la tercera columna.
Esta es una debutanizadora, en la cual se separan los productos butano y
gasolina.
Esta separacin es controlada por la limitacin de presin de vapor en la
gasolina. El butano producto se puede vender como una mezcla, o se puede
separar en otra torre en iso-butano y normal-butano, productos que tienen
aplicacin como materia prima para petroqumicos.
La demetanizadora es otra clase de fraccionadora, la cual no usa
condensador de reflujo externo para producir lquido para el contacto con losvapores en la torre. Esta torre se encuentra en plantas criognicas. Como puede
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verse en la Fig. 2-5, el alimento al plato de cima compuesto por 12% mol como
lquido a baja temperatura, suministra el lquido de reflujo. Este lquido junto con
las otras corrientes de alimento, es la carga lquida a la torre.
El rehervidor es el punto de control para la pureza del producto de fondo. La
composicin de cima es funcin de las unidades de proceso aguas arriba. Esta es
una aproximacin econmica para obtener un solo producto, pero la eficiencia de
separacin est limitada.
Una mejor recuperacin o una separacin ms fina, se logra adicionando
un condensador de reflujo y una seccin de rectificacin.
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FIG. 2-3 Proceso Tpico De Estabilizacin DeCondensados
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FIG. 2.4 Tren De Fraccionamiento YRendimientos
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C1 1,5 1,5
C2 24,6 22,2 2,4 2,4
C3 170,3 7,5 162,8 161,9 0,9 0,9
iC4 31,0 31,0 0,9 30,1 30,1
nC4 76,7 76,7 76,7 72,1 4,6
C5 + 76,5 76,5 76,5 0,9 75,6
Total 380,6 31,2 349,4 184,2 104,0 80,2
gal/day 41340,0 31160,0 29290,0
1 2 3 4 56
7
FIG. 2.4 Tren De Fraccionamiento YRendimientos Continuacin
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FIG. 2. 5 Demetanizador
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En la Fig. 2.6 se muestran dos alternativas de secuencias en un tren de
fraccionamiento de dos torres, las cuales fsicamente son viables pero hay una
que es la ptima.
El arreglo ptimo depende del nmero y cantidad de compuestos a ser
separados, de la volatilidad relativa, de la pureza requerida, etc.
King hizo un anlisis generalizado para una mezcla de n componentes a
ser separados en n productos utilizando n- 1 torres, y recomienda las siguientes
cuatro reglas del dedo gordo, con base principalmente en consideraciones de
ahorro de energa y dificultad para la separacin:
1. La secuencia directa de separar los compuestos uno a uno es la que ms se
favorece, a menos que aplique uno de los siguientes eventos.
2. Se debe dar prelacin en la secuencia, a la separacin que resulte en una
divisin equimolar entre el producto de cima y el de fondo.
3. Componentes adyacentes cuya volatilidad relativa est cercana a la unidad
deben separarse sin presencia de otros componentes; por lo tanto, esta separacin
debe reservarse para la ltima torre en la secuencia.
4. La separacin que exija una alta recuperacin de las fracciones debe dejarse
para lo ltimo en la secuencia.
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EJEMPLO 2-1 (GPSA)
Para la siguiente corriente de alimento en moles C2=2.4, C3=162.8, iC4=31.0,
nC4=76.7 y C5=76.5, el 98% del propano se recupera como producto de cima, el
cual tiene un contenido mximo de iC4de 1.0% mol.
Seleccionar los componentes clave liviano y pesado. Estimar las
composiciones de los productos de cima y fondo.
- Se selecciona el C3como componente clave liviano por ser el ms pesado de los
componentes que se vaporiza.
- Se selecciona el iC4como componente clave pesado, por ser el ms liviano de
los componentes que permanece en la fase lquida.
Para propano:
- Moles en la cima = (0.98) * 162.8 = 159.5 moles de C3
- Moles en el fondo = 162.8159.5 = 3.3 moles de C3
Para etano:
- Moles en la cima = 100 % del alimento = 2.4 moles de C2
Calcular el total de moles en la cima:
- Como el iC4es el 1 % mol del producto de cima, la suma de C3+ C2ser el
99% (todo el C4y C5+estn en el fondo). Entonces:
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FIG. 2-6 Alternativas De Secuencias De Tren DeFraccionamiento
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Moles de cima*0.99 = C3+ C2
Moles de cima = (C3 + C2)/0.99 = (159.5+2.4)/0.99
= 161.9/0.99 = 163.5
Moles de iC4en la cima = 163.5161.9 = 1.6
En una operacin real los componentes ms livianos que el clave liviano (C3),
y los componentes ms pesados que el clave pesado (iC4), no se separarn
perfectamente. Para propsitos de estimativos y clculos a mano, asumir una
separacin perfecta de los componentes no claves es una simplificacin muy til.
El balance global ser:
ComponentesAlimento Producto de cima Producto de fondo
moles moles % mol moles % mol
C2 2.4 24 1.5 - -
C3 162.8 159.5 97.5 3.3 1.8
iC4 31.0 1.6 1.0 29.4 15.8
nC4 76.7 - - 76.7 41.2
C5 76.5 - - 76.5 41.2
Total 349.4 163,5 100.0 185,9 100.0
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2.5 Consideraciones De Diseo
Las principales consideraciones de diseo, se muestran a continuacin:
PRESIN DE OPERACIN
Antes de hacer cualquier clculo en un problema de fraccionamiento, se
debe determinar la presin de operacin de la torre. Una de las consideraciones
primarias, es el medio de enfriamiento disponible para el condensador de reflujo.
El producto de cima estar a las condiciones del punto de burbuja, para un
producto lquido o del punto de roco para un producto vapor. La presin para
cualquiera de estos puntos, se fija por la separacin deseada de un componente y
la temperatura del medio de enfriamiento.
Tpicamente los medios de enfriamiento usados son aire, agua y un
refrigerante. El enfriamiento con aire normalmente es el menos caro. Un diseo
prctico limita el proceso a 20F de aproximacin con la temperatura ambiente
en verano. Esto resulta en una temperatura de proceso entre 115 y 125F en la
mayora de los sitios.
Con agua de enfriamiento se pueden conseguir temperaturas de proceso
entre 95 y 105F. Para temperaturas por debajo de 95F se requiere refrigeracinmecnica, la cual es el medio de enfriamiento ms costoso. Generalmente es
deseable operar a la presin ms baja posible para maximizar la volatilidad
relativa entre los componentes claves de la separacin. Sin embargo, en la
medida que se reduzca la presin se requiere el cambio a un medio de
enfriamiento ms caro, lo cual no es una opcin deseable.
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En algunos casos el producto de cima de una columna debe ser
comprimido, en este caso una presin de operacin alta es deseable para reducir
la potencia de compresin. Otros puntos que deben ser considerados en la
seleccin de presin son por ejemplo, el hecho de que si la presin de operacin
es muy alta, la temperatura crtica del producto de fondo puede superarse y la
separacin deseada no se alcanza.
A manera de gua, mantener la temperatura de fondo en 50F por debajo
de la temperatura crtica favorece La separacin. Adicionalmente, la presin no
puede exceder la presin crtica del producto de cima deseado.
La seleccin de un condensador parcial o total se fija segn sea el producto de
cima requerido. Para un producto lquido se utiliza un condensador total y para
un producto vapor se utiliza un condensador parcial.
Sin embargo, un producto final lquido puede ser producido en una torre
como vapor y posteriormente ser enfriado o comprimido para producir el lquido
deseado.
Hay casos inclusive en los cuales la licuefaccin aguas abajo es ms
econmica. En muchos casos, el sistema de fraccionamiento con un condensador
parcial es ms econmico y debe compararse contra el costo adicional de los
equipos aguas abajo.
Antes de cualquier comparacin econmica, el diseo de la columna debe
hacerse para ambos tipos de condensador, con varias relaciones de reflujo y
varias presiones de operacin.
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RELACIN DE REFLUJO Y NMERO DE ETAPAS
El diseo de una columna de fraccionamiento es un problema de balance
entre el costo de inversin y el costo de energa. Los parmetros primarios son el
nmero de etapas y la relacin de reflujo.
La relacin de reflujo se puede definir de varias formas; en muchos
clculos, la relacin de reflujo est definida como la relacin de la rata molar de
reflujo lquido dividida por la rata molar de producto neto de cima.
El duty del rehervidor es una funcin directa de la relacin de reflujo,
mientras se mantiene en la columna de fraccionamiento un balance total de
materia y calor para una separacin dada.
Una columna de fraccionamiento puede producir solamente una separacin
deseada entre los lmites de reflujo mnimo y el mnimo nmero de etapas. Para
mnimo reflujo se requiere un nmero infinito de etapas. Para reflujo total, se
requiere un mnimo nmero de etapas.
Ninguna de estas dos situaciones representa la operacin real, pero son los
extremos de la configuracin de diseo posible.
Para calcular ambos casos se han desarrollado mtodos rigurosos; sin
embargo, se requiere una solucin por computador para ejecutar clculos plato a
plato. Para iniciar un diseo detallado, se hacen estimativos de la relacin
mnima de reflujo y el mnimo nmero de platos, usando mtodos simples de
anlisis de componentes binarios claves.
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MNIMO NMERO DE ETAPAS
El nmero mnimo de etapas puede ser calculado para la mayora de los
sistemas multicomponentes por la ecuacin de Fenske
Sm= log(SF)/log(pro) Ec. 4
Sm en esta ecuacin incluye un rehervidor parcial y un condensador parcial
si ellos se usan.
La pro es la volatilidad relativa promedio en la columna para los
componentes claves en la separacin. El promedio ms comnmente usado es el
aritmtico.
pro =(cima + fondo)/2 Ec. 5
Si la volatilidad vara ampliamente, se usa la aproximacin de Winn en la
cual se modifica la volatilidad.
ij= KLK/Kb
HK Ec. 6
donde el exponente b se obtiene de las figuras para los valores de K en el
rango de inters.
El mnimo nmero de etapas se calcula con la siguiente expresin:
ij
bb
HKD
B
LKB
D
m
D
B
X
X
X
X
Slog
log
1
Ec.7
Smincluye el condensador parcial y el rehervidor parcial si ellos se usan.
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MNIMA RELACIN DE REFLUJO
El mtodo de Undenvood es el ms usado para calcular la mnima relacin de
reflujo. Se asumen constantes la volatilidad relativa y la relacin molar
lquido/vapor. El primer paso es evaluar e por prueba y error:
n
i ii
Fixq1 /
1
Ec.8
Luego de calcular 8, se calcula la mnima relacin de reflujo as:
n
i ii
Dimm
xRDL
1
0/
11/
Ec.9
NMERO DE ETAPAS
El nmero de etapas tericas requeridas para una separacin dada a una
relacin de reflujo entre el mnimo y el reflujo total, se puede determinar por
relaciones empricas. Erbar y Maddox hicieron una extensa investigacin de
clculos de fraccionamiento plato a plato y desarrollaron la correlacin de la Fig.
2-7 (Fig. 19-7 del GPSA).
Esta correlacin relaciona la razn mnimo nmero de etapas a etapas
tericas (Sm/S), con la mnima relacin de reflujo (Rm) y la relacin de reflujo de
operacin (R), donde R = L0/D.
La Fig. 2-7 se puede usar para determinar el reflujo de operacin para un
nmero dado de etapas tericas, entrando a la figura con el valor de Sm/S,
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
movindose hacia arriba hasta la lnea que representa el valor de
Rm/(Rm+1)=(L0/V1)m y se lee sobre las ordenadas a la izquierda, un valor de
R/(R+1)=L0/V1. La relacin de reflujo ptima de operacin se encuentra cerca a
la mnima relacin de reflujo. Valores de 1.2 a 1.3 veces el mnimo son comunes.
Luego para una R dada se puede determinar el valor de S en la Fig. 2-7.
Esta correlacin se gener sobre la base que el alimento est en su punto de
burbuja. Si el alimento est entre el punto de burbuja y el punto de roco, el
reflujo de operacin debe corregirse.
Erbar y Maddoxpropusieron la siguiente relacin para ajustar la rata de
vapor del plato de cima, para un alimento que no est en su punto de burbuja:
calc
c
BPVF
calccorr
L
Q
HHFF
D
VV
0
1
Ec.10
La rata de reflujo se ajusta posteriormente por el balance de materia as:
L0=V1D Ec.11
Procedimiento de Clculo
Para determinar los parmetros de diseo para un problema de
fraccionamiento, se recomienda el siguiente mtodo corto:
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1. Establecer la composicin del alimento, la rata de flujo, la temperatura yla presin.
2. Hacer una particin de los productos en la columna y establecer latemperatura y la presin. Con la presin de la columna calcular la
temperatura del rehervidor.
3. Calcular el mnimo nmero de etapas tericas con la ecuacin de Fenske (Ec 4).4. Calcular la mnima relacin de reflujo por el mtodo de Underwood
(Ecuaciones 8, 9).
5. Obtener la relacin etapas tericas / reflujo de operacin de la Fig. 2-7.6. Ajustar el reflujo real para vaporizacin del alimento si es necesario
(Ecuaciones. 10, 11).
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FIG. 2-7 Correlacin De Erbar Y Maddox
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EJEMPLO 2-2 (GPSA)
Una corriente de. 291,000 gal/d en su punto de burbuja, se alimenta a una
fraccionadora con la composicin molar que se indica a continuacin:
COMPONENTES Lb-mol/h
C2 21.5
C3 505.6
iC4 105.0
nC4 250.1
iC5 56.2
nC5 50.0
C6+ 50.4
1,038.8
Se desea recuperar el 98% del propano como producto de cima, el cual tiene
un contenido de iC4de 1.0% mol.
La temperatura del condensador es 120F la cual se consigue mediante
enfriamiento con aire. Calcular:
a. Mnimo nmero de platos requerido
b. Mnima relacin de reflujo
c. Nmero de platos ideales a 1.3 veces la mnima relacin de reflujo
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
SOLUCIN:
a. Mnimo nmero de platos requerido:
Seleccin de componentes claves,
Componente clave liviano = C3= LK
Componente clave pesado = iC4= HK
Estimar separacin de productos:
(a) 505.6 * 0.98 = 495.5 moles/h
(b) (21.5+495.5)/0.99 = 522.2 moles/h
(c) 522.2(21.5+495.5) = 5.2 moles / h
Encontrar presin de la torre mediante clculo de punto de burbuja a120F:
Alimento Cima Fondos
Moles % mol Moles % mol Moles % mol
C2 21.5 2.07 21.5 4.1 - -
C3 -- LK 505.6 48.67 (a)495.5 94.9 10.1 2.0
iC4 -- HK 105.0 10.11 (c) 5.2 1.0 99.8 19.3
nC4 250.1 24.08 - 250.1 48.4
iC5 56.2 5.41 - 56.2 10.9
nC5 50.0 4.81 - 50.0 9.7
C6+ 50.4 4.85 - 50.4 9.8
Totales1038.8 100.00 (b)522.2 100.0 516.6 100.0
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
Se asume P y lee K (@ 120 F ) en el GPSA o Grficas de Campbell del
Tomo I.
Presin de punto de burbuja = 280psia
De la Ec. 3, cima= KLK/KHK= 0.93/0.45 = 2.067
Estimar temperatura de fondos mediante clculo de temperatura de
burbuja a 280psia (se asume despreciable la cada de presin en la torre):
Se asume T y lee K (@ 280 psia),
Temperatura del punto de burbuja = 250F
(*) Los valores de K para C6+se toman
de la figura para heptano.
De la Ec. 3, cima= KLK/KHK= 2.30/1.40 = 1.643
Ki xDi*Ki
C2 2.8 0.12
C3 0.93 0.88
C4 0.45 0.00
= 1.00
Ki xBi*Ki
C3 2.30 0.05
iC4 1.40 0.27
nC4 1.15 0.56
iC5 0.68 0.07
nC5 0.62 0.06
C6+(*) 0.15 0.01
Totales = 1.02
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
De la Ec. 5, pro =(cima + fondo)/2 = (2.067+1.643)/2 = 1.855
De la Ec. 2, SF =(XD/XB)LK (XB/XD)HK = (495.4/10.2)LK (99.8/5.2)HK =
932.14
De la Ec. 4, Sm = log(SF)/log(pro) = log(932.14)/log(1.855) = 11.07
platos
Calcular Sm corrigiendo por cambios en volatilidad relativa usando la Ec. 7
De Ec. 6, ij= KLK/Kb
HK, se calcula b usando los valores de KLKy KHK
en cima y fondo:
KLK(cima) = 0.93 = ij(0.45)b
KLK(fondo)= 2.30 = ij(1.40)b
Dividiendo las dos expresiones (fondo/cima) se obtiene:
2.473 = (3.111)b, donde b=log(2.473)/log(3.111) = 0.798
ij= 0.93/(0.45)0.798
= 1.759
De la Ec. 7,
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
platosS
D
B
X
X
X
X
S
m
ij
bb
HKD
B
LKB
D
m
05.11)759.1log(
1.522
7.516
2.5
8.99
2.10
4.495log
log
log
798.01798.0
1
Como puede observarse en los dos clculos de Sm, en este caso corregir
por cambios en volatilidad relativa no afecta el resultado.
b. Calcular la mnima relacin de reflujo:
El primer paso es evaluar O por prueba y error con Ec. 8:
0
/1
11
n
i i
Fiin
i ii
Fi xxq
q = 1 porque el alimento est en el punto de burbuja.
Se calcula pro para el alimento a
Tpro= (Tcima+ Tfondo)/2 = (120+250)/2 = 185F y 280psia
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
Ki pro,i pro,i*xFi/(pro,i)
xFi@ 185F y
280psia
Relativa a
C6+
=15.8 =16.0
C2 0.0207 4.1O 68.33 0.0269 0.0270
C3 0.4867 1.60 26.67 1.1941 1.2165
iC4 0.1011 0.83 13.83 -0.7098 -0.6443
nC4 0.2408 0.66 11.00 -0.5518 -0.5298
iC5 0.0541 0.35 5.83 -0.0316 -0.0310
nC5 0.0481 0.30 5.00 -0.0223 -0.0219
C6+
0.0485 0.06 1.00 -0.0033 -0.0032
Totales 1.0000 - -0.0978 0.0133
=15.9
De la Ec. 9,
n
i ii
Dim
xR
1 /1
3367.1
3367.29.1583.13
01.0*83.13
9.1567.26
949.0*67.26
9.1533.68
041.0*33.681
m
m
R
R
c. Calcular el nmero de platos ideales a 1.3 veces la mnima relacin de
reflujo:
Relacin de reflujo R (1.3)*Rm= 1.3*(1.3367) = 1.738.
R/(R+1) = L0/V1= 1.738/(1.738+1) = 0.635
Rm/(Rm+1) = (L0/V1)m= 1.337/(1.337+1) = 0.572
De Fig. 2-7 (@L0/V1= 0.635 y (L0/V1)m= 0.572), Sm/S = 0.54
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
S = 11/0.54 = 20.4, usar 21 platos ideales
EFICIENCIA DE PLATO
Los clculos para el diseo de las columnas se hacen usando platos tericos.
En un plato real no se alcanza el equilibrio por las limitaciones en tiempo de
contacto entre el lquido y el vapor. Por lo tanto, en una columna real se
requieren ms platos de los calculados tericamente, para obtener una separacin
deseada.
Para determinar el nmero de platos reales se usa una eficiencia global de
plato definida como:
Platos tericos
= Platos Tericos / Platos reales Ec. 12
OConnell correlacion 38 sistemas de los cuales 27 son fraccionadoras de
hidrocarburos, como se muestra en la Fig. 2-8 (Fig. 19-18 del GPSA),
relacionando la eficiencia global de plato () con la viscosidad relativa
multiplicada por la viscosidad del alimento (*) a la temperatura promedio de la
columna.
En la Tabla 2-1 se indican algunos parmetros tpicos para fraccionadoras y
absorbedoras.
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
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FIG. 2-8 Eficiencias De Platos ParaFraccionadores
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TABLA 2-1 parmetros tpicos para fraccionadoras y absorbedoras
Presin deOperacin
psig
Nmero
de
Platos
Reales
Relacin
deReflujo
L0/D
mol/mol
Relacin
deReflujo
L0/F
gal/gal
Eficienciade Plato
%
Demetanizadora 200 - 400 18 - 26Plato
cima
Plato
cima45 - 60
Deetanizadora 375 - 450 25 - 35 0.9 - 2.0 0.61.0 50 - 70
Depropanizadora 240 - 270 30 - 40 1.8 - 3.5 0.91.1 80 - 90
Debutanizadora 70 - 90 25 - 35 1.2 - 1.5 0.80.9 85 - 95
Separadora de
butanos80 - 100 60 - 80 6.0 - 14.0 3.015 90 - 110
Despojadora aceite
rico130 - 160 20 - 30 1.75 - 2.0 0.350.4
Cima 67
Fondo 50
Deetanizadora
aceite rico200 - 250 40 - -
Cima 25 -
40
Fondo 40 -
60
Estabilizadora
condensado100 - 400 16 - 24
Plato
cima
Plato
cima40 - 60
Separadora de
nafta70
Separadora
gasleos30
Despojadora agua
agria33
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
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EJEMPLO 2-3
Calcular el nmero de platos reales para el Ejemplo 2-2 si la viscosidad del
alimento a 185F es 0.076 cP.
Temperatura promedio de la columna = (120 + 250)/2 = 185F
pro= 1.855
(*) = (1.855)(0.076) = 0.141
De Fig. 6-8 (@(*)=0.141), = 80%
Del ejemplo 2-2 el nmero de platos ideales requerido es 21 incluyendo el
rehervidor, luego los platos dentro de la torre son 21 - 1.
De Ec. 12, Platos reales = Platos Tericos / = (21-1)/0.80 = 25 platos.
Separadora C37C3 90
Absorbedora con
aceite25 - 35
Absorbedora
deetanizadora40
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
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Tpicamente se adiciona un plato extra por cada alimento y por cada
intercambiador de calor lateral. En este caso hay un alimento, luego utilizando este
criterio el nmero de platos reales dentro de la torre sera 26.
PROCEDIMIENTO DE CLCULO PARA DISEO DE
FRACCIONADORES
Se utilizan los siguientes pasos para determinar los principales parmetros de
diseo de fraccionadores :
1.Establecer la composicin del alimento, la rata de flujo, la temperatura y lapresin.
2.Hacer una particin de los productos en la columna y establecer la temperatura yla presin de tope. Con la presin de la columna calcular la temperatura del
rehervidor.
3.Calcular el mnimo nmero de etapas tericas con la ecuacin de Fenske.
4.Calcular la relacin de reflujo por el mtodo de Underwood.
5.Obtener la relacin etapas tericas/reflujo de la figura Erbar-MaddoxCorrelation of Stages vs Reflux.
6.Ajustar el reflujo real para vaporizacin de la alimentacin si es necesario.
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
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7.Determinar la configuracin de fondo y reflujo del rehervidor realizando balancesde materia.
8.Obtener las cargas de condensacin y rehervidor por medio de balances demateria y energa.
FIG. 2-9 Fotografas de torres de fraccionamiento
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
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FIG. 2-9 Fotografas de torres de fraccionamiento
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
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FIG. 2-10 Fotografas de torres de fraccionamiento iluminadas de noche
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FIG. 2-11 Consola de control de una torre debutanizadora
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
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FIG. 2-12 Torre
Depronizadora
Composicin de los hidrocarburos en una torre
depropanizadora
C1 0.01
C2 0.97
C3 53.58
iC4 13.20
nC4 15.53
iC5 4.47
nC5 2.56
C6 5.75
C7 2.45
C8 0.53
C9 0.70
C10 0.25
depropanizador
Producto
de fondo
Condensador de reflujo
Producto de tope
Rehervidor
C1 0.0182
C2 1.7689
C3 97.681
iC4 0.0043
nC4 0.0068
C3 0.03
iC4 28.5913
nC4 34.3789
iC5 9.8976
nC5 5.6684
C6 12.7319
C7 5.4249
C8 1.1735
C9 1.5500
C10 0.5536
Alimentac.
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NOMENCLATURA
b = exponente en las Ecs. 6-6, 6-7
B = flujo molar total de producto de fondos, moles/unidad de tiempo
D = flujo molar total de producto destilado de cima, moles/unidad de tiempo
F = flujo molar total de alimento, moles/unidad de tiempo
F = flujo volumtrico total de alimento, galones/unidad de tiempo
H = entalpa, Btu/lb
K = constante de equilibrio
L0= flujo molar total de reflujo lquido, moles/unidad de tiempoL0 = flujo volumtrico total de reflujo lquido, galones/unidad de tiempo
Qc = duty del condensador, Btu/h
q = moles de lquido saturado en el alimento por mol de alimento
R = relacin de reflujo, moles de reflujo (L0) dividido por moles de producto neto
(destilado) de cima (D)
S = nmero de etapas tericas
SF = factor de separacin definido por la Ec. 6-2
V = flujo molar total de vapor, moles/unidad de tiempo
V1 = flujo molar total de vapores del plato de cuna, moles/unidad de tiempo
x = fraccin molar de lquido
X = flujo molar lquido de un componente en una corriente, moles/unidad de
tiempo
y = fraccin molar de vapor
LETRAS GRIEGAS
= volatilidad relativa
ij= factor de volatilidad definido por Ec. 6
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PROCESAMIENTO DE GAS NATURAL
= eficiencia global de plato, %
= parmetro de correlacin en Les. 8, 9
= viscosidad, cP
SUBNDICES
B = fondos
BP = punto de burbuja corriente de alimento
calc = valor calculado
cima = cima de la columna
corr = valor corregido
D = destilado (cima)
F = alimento
fondo = fondo de la columna
HK = componente clave pesado
i = componente puro
LK = componente clave liviano
m = mnino
n = plato nmero
pro = promedio
VF = corriente vaporizada de alimento
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