Ingeniería en Termofluidos Informe

INGENIERA EN TERMOFLUIDOS

Planta de licuefaccin de gas natural

Alumnos:

Profesor:

Auxiliares:

Reynaldo Cabezas

Daniel Lpez

Fernando Rodas

Ramn Frederick

Diego Castro

Nicols Miranda

Resumen ejecutivo

Este informe consiste en el diseo a nivel de ingeniera conceptual de una

planta de licuefaccin de gas natural con una capacidad que debe satisfacer la

demanda del terminal de Quinteros, Chile.

El ciclo de licuefaccin escogido es DMR (Dual Mix Refrigerant) el cual

consiste en un ciclo de refrigeracin en cascada que utiliza dos mezclas

refrigerantes, ptimo para instalaciones OffShore.

Se determina el lugar de emplazamiento el cual se ubica en el mar este de

China.

Se estima un costo de inversin de los equipos solamente para el proceso

de licuefaccin de 200 millones de dlares.

ndice

1 Introduccin ............................................................................................................. 1

2 Objetivos ................................................................................................................... 2

2.1 Objetivo general ............................................................................................... 2

2.2 Objetivos especficos ........................................................................................ 2

3 Antecedentes ........................................................................................................... 3

3.1 Terminal de Quintero......................................................................................... 3

3.2 Ciclos de licuefaccin ...................................................................................... 4

3.2.1 Proceso de expansin de nitrgeno ........................................................ 5

3.2.2 Proceso con un refrigerante mixto ........................................................... 5

3.2.3 Proceso C3MR (Ciclo con mezcla refrigerante y pre-enfriamiento con

propano) ................................................................................................................... 6

3.2.4 Proceso refrigerantes en cascada ........................................................... 7

3.2.5 Proceso DMR (Refrigerante Mixto Dual) ................................................... 8

3.2.6 Comparacin de ciclos segn capacidad ............................................. 8

3.3 Reservas de gas natural en Asia Pacifico ....................................................... 9

3.4 Ecuaciones de estado reales ......................................................................... 11

3.5 Reglas de mezclas .......................................................................................... 12

4 Emplazamiento ....................................................................................................... 15

5 Ciclo seleccionado ................................................................................................ 16

5.1 Descripcin del ciclo DMR ............................................................................. 16

5.2 Modificaciones realizadas al ciclo ................................................................ 18

6 Definicin del modelo............................................................................................ 19

6.1 Consideraciones previas ................................................................................ 19

6.1.1 Composicin gas natural ........................................................................ 19

6.1.2 Temperatura agua de mar ..................................................................... 19

6.2 Seleccin mezcla refrigerante ....................................................................... 19

6.3 Definicin de puntos termodinmicos del ciclo........................................... 20

7 Seleccin de equipos ............................................................................................ 22

8 Estimacin de costos ............................................................................................. 29

9 Conclusiones ........................................................................................................... 31

10 Bibliografa ........................................................................................................... 32

11 Anexos ................................................................................................................. 33

1

1 Introduccin

El gas natural es considerado uno de los combustibles fsiles menos

contaminantes. Dado que no est disponible en Chile en cantidad apreciable, se

ha buscado proveer de este combustible a la regin central del pas mediante gas

natural procedente de Argentina (gasoductos construidos en los aos 90-2000) y

luego mediante gas procedente de ultramar, regasificado en plantas costeras.

La restriccin de las exportaciones a partir de 2004 gener la necesidad de

importar GNL desde ultramar, lo que significa la construccin de instalaciones

apropiadas para su procesamiento previo a su distribucin. En 2007 comenz a

operar en Chile la primera terminal de regasificacin, en la localidad de Quintero.

El gas natural se extrae de los yacimientos a travs de pozos y es tratado en

plantas que eliminan las impurezas como vapor de agua, helio y azufre, separan

los gases como etano, nitrgeno y CO2.

Luego, el gas natural es procesado en plantas de licuefaccin, las que le bajan

la temperatura hasta los -160 C aproximadamente, y a presiones levemente sobre

la atmosfrica (1,4 bar) cambiando a estado lquido. De esta forma, el gas natural

se transforma en Gas Natural Licuado, reduciendo su volumen en 600 veces y

haciendo viable su transporte en barco a los terminales de regasificacin, ubicados

en diferentes lugares del mundo, entre ellos el de GNL Quintero.

El siguiente proyecto consiste en el diseo y costeo a nivel de ingeniera

conceptual de una planta de licuefaccin que permita abastecer toda la

demanda del terminal de Quintero, se considera la instalacin en alguna reserva

de Asia Pacfico.

El diseo solo abarca la estacin de licuefaccin y almacenamiento del gas

natural licuado (GNL), es decir, se omiten atapas de tratamientos previos del gas y

obras civiles y estructurales.

2

2 Objetivos A continuacin los objetivos de este informe son:

2.1 Objetivo general

Realizar el diseo y costeo una planta de licuefaccin de gas a nivel de ingeniera

conceptual.

2.2 Objetivos especficos

Estimar demanda de GNL del terminal de Quintero.

Determinar un lugar de emplazamiento.

Estudiar y seleccionar un ciclo de refrigeracin para la licuefaccin de gas

natural de acuerdo a la capacidad requerida.

Determinar todos los puntos termodinmicos del ciclo

Dimensionar equipos principales

Realizar costeo de equipos principales

3

3 Antecedentes

3.1 Terminal de Quintero

El Terminal GNL Quintero est localizado en la baha de Quintero, Regin de

Valparaso, fue inaugurado en 2009 con una capacidad inicial de produccin de

10 millones de metros cbicos de gas natural por da.

La produccin total del Terminal Quintero es distribuida mediante dos

modalidades. Gran parte del GNL producido es distribuido mediante gasoducto a

los usuarios, mientras que la porcin restante es distribuida mediante camiones.

La demanda del Terminal GNL Quintero ha mostrado un crecimiento

sostenido durante su periodo de operacin y dada la preocupacin mundial por

el desarrollo de energas limpias y eficientes se espera un fuerte crecimiento en la

industria del GNL. Es por esto que GNL Quintero decidi aumentar su capacidad

en un 50%. En las Figura 1y Figura 2se muestran las demandas por GNL tanto en

camiones y gasoducto de los aos anteriores y una proyeccin para la demanda

del 2015.

FIGURA 1 DEMANDA DE GAS POR GASODUCTO. (GNL QUINTERO, 2015)

-

1.000.000

2.000.000

3.000.000

4.000.000

5.000.000

6.000.000

7.000.000

8.000.000

2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016De

ma

nd

a [

m3 G

NL/

a

o]

Periodo [ao]

Gasoducto

Tendencia Histrica Estimacin

4

FIGURA 2 DEMANDA DE GNL EN CAMIONES TERMINAL DE QUINTERO. (GNL QUINTERO, 2015)

En la Tabla 1 se resume las estimaciones realizadas para la demanda de GNL

del Terminal Quintero. Se obtiene una capacidad anual de 3,7 Millones de

Toneladas Por Ao (MTPA).

TABLA 1 DEMANDA TERMINAL DE QUINTERO.

Estimacin [m3]

Gasoducto 6.975.000

Camiones 500.000

7.475.000

TOTAL [MMTPA] 3,7

Considerando la demanda obtenida, se decide proyectar la planta de

licuefaccin de gas natural con una capacidad de 4 [MTPA].

3.2 Ciclos de licuefaccin

Los mtodos para condensar el gas natural tpicamente son mediante

remocin de calor sensible y calor latente, con la finalidad de llevar el gas a una

temperatura aproximada de -160C y convertirlo a lquido a una presin levemente

mayor a la atmosfrica, esto ltimo se realiza mediante los siguientes procesos:

Enfriamiento a presin constante: A travs de intercambiadores de calor, usar

un medio refrigerante como extractor de calor.

-

100.000

200.000

300.000

400.000

500.000

600.000

2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016

De

ma

nd

a [m

3 G

NL/

a

o]

Tiempo [ao]

Camiones

Tendencia Histrica Estimacin

5

Enfriamiento por expansin: Este puede realizarse haciendo pasar el gas a

travs de un equipo expansor o estrangulador.

Algunos conocidos ciclos de licuefaccin tpicos son:

3.2.1 Proceso de expansin de nitrgeno

Un modo de producir GNL es simplemente enfriar y condensar el gas natural

contra un nico componente fluido, el cual puede ser fcilmente comprimido y

que bajo expansin, alcanza una temperatura ms fra que la temperatura de

licuacin del gas natural, este es el caso del nitrgeno. Aunque simple en teora, el

proceso es ineficiente porque el gas natural alimentado debe ser enfriado,

condensado y sub-enfriado contra un nico componente en una fase nica. En la

Figura 3 se observa un esquema de dicho proceso. Este tipo de tecnologa est

acotada a pequeas capacidades, pues de lo contrario se requeriran grandes

volmenes de N2 y tuberas muy grandes.

FIGURA 3 PROCESO DE LICUACIN BASADO EN EXPANSIN DE NITRGENO. (TOBAR, 2012)

3.2.2 Proceso con un refrigerante mixto

El proceso de licuacin con un refrigerante mixto nico consiste en un solo ciclo de

pre-enfriamiento, licuacin y sub-enfriamiento. La extraccin de calor la produce

una mezcla de refrigerantes. La principal ventaja de este ciclo es el bajo nmero

de equipos, pero a costa de una eficiencia menor comparado con otros procesos.

Este ciclo se ha utilizado en plantas de hasta un milln de toneladas por ao (MTPA),

en que es una opcin razonable por su simplicidad pese a su menor eficiencia con

respecto a otros procesos ms modernos. La ventaja de usar refrigerantes mixtos

est en modificar las curvas de enfriamiento y calentamiento, de forma de obtener

6

una alta eficiencia en refrigeracin. En Figura 4 se observa un esquema de dicho

proceso.

FIGURA 4 PROCESO DE LICUACIN DE GAS CON UN REFRIGERANTE MIXTO NICO. (TOBAR, 2012)

3.2.3 Proceso C3MR (Ciclo con mezcla refrigerante y pre-

enfriamiento con propano)

Este proceso consiste en un mejoramiento del proceso descrito anteriormente, este

considera la adicin de una etapa de pre-enfriamiento, para as reducir el rango

de temperatura de enfriamiento y licuefaccin del gas. El refrigerante empleado

en las etapas de pre-enfriamiento es propano, que logra disminuir la temperatura

del gas hasta una temperatura promedio de -32C. Tpicamente es usado en tres

etapas sucesivas de distinta presin, en la Figura 5 se observa un esquema de este

ciclo. Este mtodo es el empleado mayoritariamente en las plantas a lo largo del

mundo, existiendo plantas de amplios rangos de capacidad. (Piero, 2005)

7

FIGURA 5 CICLO C3MR. (RAMIRO GUERRERO-NAVIA, 2008)

3.2.4 Proceso refrigerantes en cascada

El proceso anterior, el mix de refrigerante puede ser reemplazado por componentes

puros dispuestos en un ciclo de refrigeracin en cascada. Cada uno de los ciclos

es independiente a excepcin de que aprovechan las temperaturas de las

etapas anteriores para promover la condensacin del refrigerante siguiente, los

componentes tpicos son etano, propano y metano. En la Figura 6 se observa un

esquema del proceso. Los licenciantes de este tipo de proceso, como

ConocoPhillips, sealan que el proceso es tan eficiente como los procesos de

mezclas refrigerantes, sin embargo, las irreversilidades generadas debido a los

gradientes de temperaturas son mayores, en efecto, el distanciamiento de las

curvas de enfriamiento del gas y calentamiento de los refrigerantes es mayor y por

lo tanto tambin lo es el trabajo de los compresores.

FIGURA 6 PROCESO REFRIGERANTES EN CASCADA. (RAMIRO GUERRERO-NAVIA, 2008)

8

3.2.5 Proceso DMR (Refrigerante Mixto Dual)

Este proceso consiste en un ciclo de 2 mezclas refrigerantes en cascada, es similar

al ciclo C3MR, pero el propano es reemplazado por una mezcla de refrigerantes

que opera en una sola presin, la principal ventaja es reducir los inventarios de

propano. Este proceso es una opcin viable para plantas de capacidad superiores

a 1 MTPA, pues presenta gran eficiencia y reduce la cantidad de equipos en

relacin al proceso C3MR. En la Figura 7 se observa un esquema simplificado del

ciclo.

FIGURA 7 PROCESO DMR. (RAMIRO GUERRERO-NAVIA, 2008)

3.2.6 Comparacin de ciclos segn capacidad

Basado en las capacidades de las plantas existentes hasta el ao 2005 y las

planificadas a construir en dicha fecha, es posible notar los rangos en que son

aplicables cada proceso descrito anteriormente, en la Figura 8 se ve dicha

comparacin.

9

FIGURA 8 CAPACIDAD DE PRODUCCIN DE PLANTAS EXISTENTES. (PIERO, 2005)

3.3 Reservas de gas natural en Asia Pacifico

De acuerdo a datos entregados por la Corporacin Nacional de Petrleo de

China (CNPC) basado en un estudio publicado en 2005, los recursos de gas natural

de China alcanzan los 56 billones de metros cbicos prospectivos y 35 billones

geolgicos. Los recursos recuperables del pas fueron estimados en 22 billones de

metros cbicos. En la Figura 9 se muestra el mapa de los recursos de gas natural de

China.

10

FIGURA 9 RESERVAS DE GAS CHINA. (HIGASHI, 2009)

En la figura se aprecian alrededor de una decena de cuencas principales

de gas natural y varias de dimensiones menores. En la Tabla 2 se muestra un

resumen de los recursos de gas por cuenca.

TABLA 2 RECURSOS DE GAS NATURAL POR CUENCA DE GAS (BILLONES DE METROS CBICOS)

Prospectivo Geolgico Recuperable

Tarim 11,3 8,9 5,9 Ordos 10,7 4,7 2,9

Sichuan 7,2 5,4 3,4 East China Sea 5,1 3,6 2,5

Qaidam 2,6 1,6 0,9 Yinggehai 2,3 1,3 0,8 Bohai Bay 2,1 1,1 0,6

Qiong Southeast 1,9 1,1 0,7 Songliao 1,8 1,4 0,8

Otros 10,8 6 3,6 Total 55,9 35 22

Fuente: Natural Gas in Chine, Market evolution and strategy 2009.

Cabe mencionar que 1 billn de metros cbicos equivale a 760 millones de

toneladas de Gas Natural Licuado, por lo cual el potencial disponible en las distintas

reas resulta adecuado para satisfacer la demanda del Terminal GNL Quintero.

11

3.4 Ecuaciones de estado reales

En los procesos de licuefaccin de gas natural, como se discute en las

secciones anteriores, los procesos para plantas de gran capacidad, involucran al

menos una mezcla refrigerante (a excepcin del proceso cascada), debido a lo

anterior es necesario hacer una revisin de las modelos o ecuaciones de estado

reales, que permitan modelar adecuadamente la fase vapor y liquido en

hidrocarburos.

En particular para la industria del gas natural licuado, la ecuacin de estado

de Peng-Robinson es una ecuacin cubica desarrollada especficamente para

sistemas de gas natural, pues modela bastante bien hidrocarburos en fase gaseosa

y liquida.

La ecuacin de Peng-Robinson es una modificacin a la ecuacin bsica de Van

der Waals desarrollada por Ding-Yu Peng y Donald Baker Robinson.

La ecuacin tiene las siguientes caractersticas

1. Los parmetros se expresen en trminos de propiedades crticas y el factor

acntrico1.

2. El modelo debe proveer una exactitud razonable cerca del punto crtico,

particularmente para los clculos del factor de compresibilidad y densidad

de lquido.

La ecuacin se expresa en los trminos de la ecuacin 1:

P =RT

V b

a

Vm2 + 2bV b2 (1)

RT

V= P = f (2)

R: Constante de los gases ideales T: Temperatura V: Volumen especfico P: Presin : Coeficiente de fugacidad f = fugacidad

1 Factor acntrico mide la no-esfericidad de una molcula no polar, se define como: = 1 log(Pr

sat(Tr = 0,7))

12

Adems se tiene la siguiente definicin de la ecuacin 3:

Z =PV

RT (3)

Z: Factor de compresibilidad

En que los coeficientes a y b empricos y el factor siguen las relaciones de las ecuaciones 4, 5 y 6.

a =0,45724 R2 Tc

2

Pc (4)

b =0,07780 R Tc

Pc (5)

= (1 + (0,37464 + 1,54226 0,26992 2)(1 Tr0,5))

2

(6)

Pc = Presin crtica Tc = Temperatura crtica Tr = Temperatura reducida = factor acntrico

La ecuacin 1, permite encontrar el volumen especfico en funcin de la

temperatura y presin. Solo una solucin tiene sentido fsico; si se trata de fase

liquida debe tomarse la solucin ms pequea; si se trata de fase vapor se escoge

la solucin menor.

3.5 Reglas de mezclas

Las ecuaciones cbicas tiene la siguiente regla de mezclas para varios

compuestos, que siguen las ecuaciones 7 y 8:

a = xixjaiajji

(7)

b = xibii

(8)

13

= xixjaiajijji

(9)

i = (1 + (1 )2

(10)

En donde:

xi: fraccin molar

Luego es posible determinar en el caso de una mezcla en la ecuacin de

Peng-Robinson la entalpa de desviacin, que representa la diferencia con

respecto a la entalpa calculada con el modelo de gas ideal. La entalpia de

desviacin viene dada por la ecuacin 11.

H H =cc

22bln (

Vm b(1 2)

Vm + b(1 + 2)) + RT(Zm 1) (11)

H H = Entalpa de desviacin Vm = Volumen de la mezcla Zm = Factor de compresibilidad de la mezcla H: Entalpa empleando modelo de gas ideal

= (1 +1

2(

+

) )

(12)

En el caso de mezclas de hidrocarburos bifsicas, es necesario iniciar un

clculo iterativo con las ecuaciones anteriores, realizando un clculo para la fase

gaseosa y otro para lquido, se vara la composicin de cada fase hasta

equilibrarlas, es decir, hasta que la fugacidad de la mezcla liquida sea igual a la

mezcla gaseosa.

Para el clculo de propiedades como la viscosidad se utiliza la ecuacin de

Wike (Ecuacin 13) para fase gas y la ecuacin de Eyring (Ecuacin 14) para fase

liquida.

(13)

14

(14)

15

4 Emplazamiento

Para la seleccin del emplazamiento de la planta de licuefaccin de gas

natural se tienen en consideracin aspectos como la cantidad de recursos

disponibles, facilidad de extraccin, ubicacin con respecto al Terminal Quintero,

costo de transporte, entre otros.

Dado que el gas licuado debe transportarse va martima hasta su destino, la

mejor opcin de emplazamiento corresponde a una planta offshore ubicada en la

Costa Este del Mar de China, eliminando as costos asociados a transporte terrestre.

El rea seleccionada para la ubicacin de la planta posee un potencial

recuperable de 2,5 billones de metros cbicos de gas natural, lo cual corresponde

a aproximadamente 500 aos de operacin para la demanda mencionada

anteriormente.

La localizacin se observa en la Figura 10.

FIGURA 10 RESERVA SELECCIONADA PARA DISEAR PLANTA DE LICUEFACCIN.

16

5 Ciclo seleccionado Para la capacidad proyectada de la planta se consideran como opciones

adecuadas los ciclos con mezcla refrigerante pre-enfriada con propano (C3MR) y

ciclo con mezcla refrigerante dual (DMR).

Ambos ciclos son muy similares en funcionamiento y eficiencia. La principal

diferencia radica en que el C3MR utiliza un ciclo de refrigeracin con propano y

uno con mezcla de refrigerante, mientras que la mezcla refrigerante dual utiliza dos

ciclos con mezclas de refrigerantes de distintas composiciones.

En la Tabla 3 se muestra una comparativa entre ambos ciclos y su idoneidad

para la aplicacin en plantas offshore.

TABLA 3 COMPARACIN CICLO DMR VS C3MR. (MOKHATAB, 2014)

De la tabla anterior se desprende que tienen comportamientos casi idnticos,

pero que el ciclo DMR resulta ms idneo para su utilizacin en plantas offshore,

debido a que requiere un almacenamiento de refrigerante menor y resulta ser una

tecnologa ms compacta.

Es por esto que se selecciona el ciclo DMR para el desarrollo de la planta de

licuefaccin de gas natural emplazada en la costa este del mar asitico.

5.1 Descripcin del ciclo DMR

El ciclo de Mezcla Refrigerante Dual (DMR) consiste en 2 ciclos de

refrigeracin interconectados. Para cada ciclo se utiliza una mezcla de

refrigerantes de hidrocarburos, principalmente formadas por metano, etano,

propano, n-butano e i-butano. La composicin de las mezclas se debe ajustar de

manera que se mejore la eficiencia del ciclo.

17

En la Figura 11 se muestra un esquema del ciclo original seleccionado para

estudiar [1]. En sta se distinguen los equipos principales que corresponden a los

intercambiadores de calor multi-flujos, compresores, una bomba, inter-enfriadores,

vlvulas y el subproceso de purificacin. Para el presente estudio se omiten los

equipos que participan en el proceso de purificacin, y se considera solo la

licuefaccin del gas natural.

FIGURA 11 DIAGRAMA CICLO DMR. (US PATENTE N 6.269.655 B1, 2001)

Los intercambiadores de calor principales son por lo general de tubos en

espiral y son capaces de operar en condiciones criognicas. stos representan gran

parte del costo de inversin de los equipos de la planta y adems son complejos

de disear.

En el proceso se distinguen los dos ciclos de refrigeracin, uno de alta

temperatura encargado de pre-enfriar el gas natural hasta una temperatura de

alrededor de -30 [C] y el ciclo de refrigeracin de baja temperatura, encargado

de completar el proceso de licuefaccin del gas llevndolo a temperaturas

cercanas a los -160 [C]. Adems estos ciclos se encuentran conectados en

cascada, ya que la segunda mezcla refrigerante es enfriada por la mezcla

refrigerante de alta temperatura en el primer intercambiador de calor.

18

5.2 Modificaciones realizadas al ciclo

Para el diseo de la planta de licuefaccin se realizan ciertas modificaciones

al ciclo original propuesto.

Como primera modificacin se omiten los equipos relativos a la purificacin del

gas previo a la licuefaccin, pues el estudio contempla el diseo y evaluacin solo

del proceso de licuefaccin, sin considerar la extraccin del gas natural de la

fuente y su purificacin.

Una segunda modificacin importante corresponde a la utilizacin de

intercambiadores de calor de carcasa y tubos para realizar la licuefaccin del gas.

Dada la complejidad de diseo y estimacin del costo de los intercambiadores de

calor multi-flujos de tubos en espiral, se reemplaza cada uno por dos o tres

intercambiadores simples. Si bien esto acta en detrimento de la eficiencia de la

planta, resulta ser una buena aproximacin para el diseo de la planta a nivel de

ingeniera conceptual.

Dados los cambios realizados al ciclo original, es que resulta necesaria la

modificacin de los puntos termodinmicos de operacin de los equipos, tanto las

presiones como las temperaturas de las mezclas de refrigerantes, adems de los

fluidos de trabajo (agua de mar).

19

6 Definicin del modelo

A continuacin se describe el ciclo realizado:

6.1 Consideraciones previas

Se toman las siguientes consideraciones para los clculos:

6.1.1 Composicin gas natural

Se considera la siguiente composicin de gas natural luego de las etapas de

purificacin:

METANO 87,38%

PROPANO 3,5%

ETANO 7,62%

I BUTANO 0,6%

BUTANO 0,9%

6.1.2 Temperatura agua de mar

La temperatura del agua del mar al este de China vara entre 12C y 17C,

se asume para los clculos de refrigeracin con agua de mar una temperatura

media de 15C.

6.2 Seleccin mezcla refrigerante

Si bien la composicin de la mezcla de refrigerantes es una variable de control

para optimizar la eficiencia del ciclo, se considera una composicin fija dada

sugerida en la Patente en la que se basa el ciclo realizado. La composicin de la

mezcla refrigerante de alta temperatura es:

20

METANO 1%

PROPANO 6%

ETANO 47%

I BUTANO 16%

BUTANO 30%

Para la mezcla refrigerante de baja temperatura:

METANO 35%

PROPANO 10%

ETANO 41%

I BUTANO 14%

6.3 Definicin de puntos termodinmicos del ciclo

Utilizando las ecuaciones de la seccin 3.4 se tiene la siguiente definicin de

cada punto termodinmico, que se observa en las Figura 12 y Figura 13; en la Figura

14 el ciclo completo.

FIGURA 12 CICLO DMR REFRIGERANTE ALTA TEMPERATURA. (ELABORACIN PROPIA)

21

FIGURA 13 CICLO DMR REFRIGERANTE BAJA TEMPERATURA. (ELABORACIN PROPIA)

FIGURA 14 DIAGRAMA CICLO DMR COMPLETO. (ELABORACIN PROPIA)

22

7 Seleccin de equipos

Como se menciona en las modificaciones del ciclo se opta por disear solo

con intercambiadores de carcasa y tubo.

Adems de los intercambiadores tambin se deben seleccionar

compresores y vlvulas, de acuerdo a los requerimientos termodinmicos

determinados.

Para los compresores se encuentra el siguiente modelo: Serie SC Compresor

centrifugo Atlas Copco para aplicaciones de aire y gas. En la Figura 15 se observa

una imagen de este. En la Tabla 4 las especificaciones tcnicas del compresor.

FIGURA 15 COMPRESOR ATLAS COPCO SERIE SC

TABLA 4 ESPECIFICACIONES TCNICAS DE COMPRESOR.

Para las vlvulas se escogen las vlvulas de Joule-Thompson que son

especialmente diseadas para lograr las expansiones en planta criognicas. En la

Figura 16 se ve un ejemplo de una de estas.

23

FIGURA 16 VLVULA DE JOULE-THOMSON (FISHER LNG LIQUEFACTION SOLUTIONS)

Para el diseo de los intercambiadores de carcasa y tubos se utiliz el

mtodo de Taborek, el cual consiste en una iteracin en donde se conoce el calor

a transferir y las temperaturas de entrada y salida de los fluidos. Este mtodo busca

obtener el coeficiente global de intercambio trmico y el rea de transferencia.

Se consider para todos los diseos que el fluido con mayor presin estuviese

en los tubos y el de menor presin en la carcasa.

A continuacin se presentan los diseos obtenidos para los 9

intercambiadores de calor, en cada tabla se identifica los flujos que interactan

con sus respectivos flujos msicos (MR baja se refiere a la mezcla de refrigerante de

baja temperatura y MR alta a la mezcla de refrigerante de alta temperatura), en

los diagramas de los ciclos se identifica la temperatura de entrada y salida de cada

flujo en cada intercambiador.

En la Tabla 5 se observa el diseo de todos los intercambiadores necesarios.

24

TABLA 5 DISEO DE INTERCAMBIADORES DE CARCASA Y TUBOS.

Intercambiador de calor carcasa y tubos 1

Intercambio de calor 89,1 [MW]

Coeficiente global de intercambio 577,4 [W/(m^2*K)]

rea de intercambio 22.402 [m^2]

Delta T log 6,9 [K]

Flujo tubos MR alta

Flujo carcasa Agua de mar

Dimetro exterior tubos 0,75 [in]

Dimetro interior tubos 0,584 [in]

Flujo msico tubos 506 [kg/s]

Flujo msico carcasa 2.132 [kg/s]

Paso de tubos por carcasa 4

Arreglo de tubos Triangular

Largo de tubos 32 [m]

Cantidad de tubos 11.712

Largo de intercambiador 8,0 [m]

Dimetro de carcasa 2,9 [m]





Delta T log 6,2 [K]

Flujo tubos MR alta












25





Delta T log 40,4 [K]

Flujo tubos MR baja
















Delta T log 2,9 [K]

Flujo tubos MR baja





Flujo msico carcasa 168 [kg/s]







26





Delta T log 6,2 [K]

Flujo tubos Gas Natural

Flujo carcasa MR alta















Delta T log 2,9 [K]

Flujo tubos Gas Natural

Flujo carcasa MR baja











27






Flujo tubos MR alta

















Flujo tubos MR baja












28





Delta T log 7,0 [K]

Flujo tubos MR baja

Flujo carcasa MR baja











29

8 Estimacin de costos

Para la estimacin de los costos de los intercambiadores de calor de

carcasa y tubos se utiliza el procedimiento explicado a continuacin.

El procedimiento contempla un coste base para un intercambiador de calor

con un espesor de tubos de 14 BWG, longitud de tubos de 20 [ft], un paso por los

tubos, presin de diseo de lado de la coraza y de los tubos menores a 150 [psig] y

fabricado de un acero al carbono.

Un anlisis de costos efectuado a principios de 1982 permiti la obtencin

de la Ecuacin 15 para obtener el costo de un intercambiador base:

b [US$

ft2] = [

6,6

1 e(7Di

27)] p f r (15)

Donde:

b : Coste base del intercambiador

Di : Dimetro interno de la coraza.

p : multiplicador de costo para diferentes dimetros externo de tubos, pitch y

layout

f : multiplicador de costo para diferentes tipos de cabezal anterior TEMA.

r : multiplicador de costo para diferentes tipos de cabezal posterior TEMA.

Luego se obtiene el costo corregido (C) a partir del costo base mediante la

Ecuacin 16:

C [US$] = b [US$

ft2] (1 + Cs + Cx + CL + CNtp + CPs + CPt + Cm + Cg) A [ft

2] (16)

Donde:

Cs : Correccin por tipo de coraza. Cx : Correccin por junta de expansin. CL : Correccin por longitud de los tubos. CNtp : Correccin nmero de pasos por los tubos.

CPs : Correccin por condiciones de diseo, presin en la coraza. CPt : Correccin por condiciones de diseo, presin en los tubos. Cm : Correccin por material de construccin. Cg : Correccin por espesor de tubos.

30

El detalle del procedimiento est en Anexos.

Teniendo el costo corregido del intercambiador debido a su diseo, se debe

llevar el costo obtenido a la fecha actual mediante la aplicacin de ndices. Para

esto se consult la base de datos de ndices de costos de plantas de ingeniera

qumica (Chemical Engineering Plant Cost Index). El costo actualizado puede obtenerse multiplicando el valor de C por la relacin de los ndices de 1982 y la

fecha actual, como se ve en la Ecuacin 17:

Cactual = C1982 IndiceactualIndice1982

(17)

El costo de los compresores y vlvulas se buscan de referencias aproximadas

en la web.

A continuacin se presenta un resumen de los costos de inversin por

equipos, el cual consiste aproximadamente en 200 millones de dlares. En la Tabla

6 esta el costo de inversin desagregado por equipos.

TABLA 6 RESUMEN DE COSTOS DE INVERSIN.

Equipo Inversin (USD)

Intercambiador 1 $ 4.410.770


Intercambiador 3 $ 484.366







Compresor 1 $ 15.559.573

Compresor 2 $ 16.954.886

Compresor 3 $ 17.165.247

Compresor 4 $ 17.556.682

Vlvula J-T (x3) $ 3.000.000

Bomba (x4) $ 2.760.000

Estanque $ 43.000.000

Total $ 205.469.829

31

9 Conclusiones

Se eligen y dimensionan los principales componentes del ciclo DMR, la

significativa variacin del costo obtenido y el total esperado se debe a que no se

cotizaron una serie de activos auxiliares ni las obras civiles.

Alto volumen obtenido en intercambiadores de carcasa y tubos, ello explica

la bsqueda de tecnologas ms compactas, como intercambiadores de placas o

tubos en espiral

La eleccin de los parmetros de la mezcla refrigerante de alta temperatura

puede ser mejorada, ya sea determinando otra composicin o redefiniendo las

presiones y temperaturas de proceso.

32

10 Bibliografa Frederick, R. (2013). Apunte de Diseo de equipos de intercambio trmico

ME54B. Estrategias de diseo de intercambiadores.

GNL Quintero. (23 de Marzo de 2015). Obtenido de www.gnlquintero.com

Higashi, N. (2009). Natural Gas in China Market evolution and strategy.

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Mokhatab, M. &. (2014). Handbook of Liquefied Natural Gas.

Piero, E. G. (2005). Metodologa para la seleccin de procesos de

produccin de gas natural licuado. Universidad de Zulia, postgrado en

ingeniera de gas.

Ramiro Guerrero-Navia, M. G. (2008). Anlisis comparativo de procesos de

licuefaccin de gas natural. Universidad Simn Bolvar, Venezuela.

Roberts, M. J. (2001). US Patente n 6.269.655 B1.

Tobar, P. F. (2012). Dimensionamiento del proceso de licuacin de uina

planta de gas natural Offshore. Tesis Escuela Tcnica Superior de Ingenieros

de Minas y Energa.

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11 Anexos

11.1 Estimador de costos intercambiadores

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