UNIVERSIDAD NACIONAL EXPERIMENTAL RAFAEL …€¦ · · 2015-08-17universidad nacional...

UNIVERSIDAD NACIONAL EXPERIMENTAL RAFAEL MARIA BARALT

PROGRAMA: INGENIERÍA Y TECNOLOGÍA PROYECTO: INGENIERIA DE GAS

FRACCIONAMIENTO DEL GAS NATURAL

UNIDAD II.

SISTEMAS DE REFRIGERACION EN PROCESOS DE FRACCIONAMIENTO

Elaborada por: DR. Deny González.

AGOSTO 2015

CONTENIDO

1. REFRIGERACIÓN POR COMPRESIÓN EN VARIAS ETAPAS

2. SISTEMA DE PROPANO REFRIGERANTE

3. PROCESO DE ENFRIAMIENTO DE PROPANO PRODUCTO

4. SISTEMA DE ENFRIAMIENTO DEL NORMAL-BUTANO

5. EJERCICIO RESUELTO REFRIGERACION MECANICA DOS ETAPAS

Nota. La información plasmada en esta guía es producto de trabajos de grado realizado por

estudiantes en la industria, e información obtenida por libros en el área.

1. REFRIGERACIÓN POR COMPRESIÓN EN VARIAS ETAPAS

Un equipo en el que se enfría el fluido a la salida de cada etapa para

disminuir los costos operativos y aumentar el coeficiente de eficiencia frigorífica

tiene una disposición parecida a la que se observa en el siguiente croquis.

Nótese que se produce una sola expansión en la única válvula del equipo.

El diagrama T-S del proceso se presenta a la izquierda. Se debe observar que

la principal mejora en el Cef proviene del ahorro de energía producido en el

compresor, que viene representada por el área rayada. El calor absorbido por

unidad de masa de fluido frigorífico en la cámara fría o evaporador es:

La potencia frigorífica de la cámara fría, es decir la cantidad de calor que

se debe eliminar en la cámara fría por unidad de tiempo es un dato. Se puede

expresar de la siguiente forma

En esta igualdad representa la potencia frigorífica del equipo y el

caudal de masa de fluido frigorífico que circula, expresado en unidades de

masa por unidad de tiempo. En consecuencia es posible calcular el caudal de

fluido que recorre el ciclo de la siguiente forma.

El intercambio de energía en el condensador se puede evaluar como sigue:

El calor que entrega en el condensador el fluido frigorífico por unidad de masa

se puede obtener de la siguiente forma.

De esta manera el intercambio de energía por unidad de tiempo en el

condensador resulta ser:

La etapa de baja presión toma gas a la presión P1 y lo comprime hasta la

presión Pm mientras que la etapa de alta presión toma gas a la presión Pm y lo

comprime hasta la presión P2. Puesto que el trabajo de cada etapa debe ser el

mismo, la presión de salida de la primera etapa Pm debe cumplir la siguiente

relación:

En cuanto a la temperatura a la que sale el gas del enfriador intermedio,

resulta imposible enfriarlo hasta la temperatura de entrada, porque en ese caso

saldría del enfriador como una mezcla de líquido y vapor, que no se puede

comprimir en la segunda etapa. Lo más simple consiste en enfriarlo hasta la

condición de saturación pero si se hiciese así la diferencia de entalpías por

etapa no resultaría igual, y en consecuencia tampoco el trabajo entregado por

cada etapa. Por lo tanto la temperatura de enfriamiento debe estar en un valor

tal que se verifique la siguiente relación. La potencia de la etapa de baja

presión es:

La potencia de la etapa de alta presión es:

Dado que conocemos la presión que corresponde al punto 3 y su entalpía,

es posible obtener la temperatura que le corresponde. Ahora, una vez

obtenidas las propiedades del fluido recalentado en el punto 3, es evidente que

el calor eliminado en el enfriador intermedio se puede obtener de la

siguiente:

De tal modo, el coeficiente de eficiencia frigorífica es:

2. SISTEMA DE PROPANO REFRIGERANTE

La función de la Planta de Refrigeración La Salina es mantener

refrigerado y en estado liquido los productos que llegan a ella, es decir, los

gases butano, propano y gasolina, para ello se utiliza un ciclo cerrado con

propano como medio refrigerante, el cual comprende sucesivas etapas de

compresión y expansión. Este proceso es reseñado a continuación:

El propano utilizado como refrigerante es almacenado en el tambor

de compensación D8-701 a 120ºF y 235 psig.

El propano líquido que sale del D8-701 es expandido hasta 101 psig a

través de la válvula LCV-8.102, producto de la expansión se obtiene un

descenso en la temperatura hasta alcanzar 65 ºF, así mismo se produce la

vaporización del propano. Esta corriente es enviada al economizador D8-906

para recuperar los vapores generados en la expansión.

El líquido del fondo de este tambor se divide en dos corrientes; una

parte se expande hasta 84 psig alcanzando una temperatura de 55 ºF en la

válvula LCV-8.5 para luego alimentar el lado carcasa del enfriador de propano

D2-701, y la otra parte es igualmente expandida hasta 84 psig en la válvula

LCV-8.1, para luego entrar por el lado carcasa al enfriador de n-butano D2-704

alcanzando una temperatura de 55 ºF, ambos enfriadores tienen la función de

economizadores.

Los vapores provenientes del D8-906 se mezclan con la corriente de

salida de propano de los intercambiadores D2-701 y D2-704, enviándolos al

depurador de succión D8-707B de la tercera etapa del compresor de propano

refrigerante D8-707B, esta corriente tiene unas condiciones de 55 ºF y 84

psig.

Las corrientes de propano líquido que salen de los enfriadores D2-701

y D2-704 son expandidas a través de las válvulas LCV-8.6 y LCV-8.103

respectivamente, hasta una presión de 36 psig, alcanzándose por esta

expansión una temperatura de 16 ºF, para luego alimentar los recipientes D8-

908 y D8-907 respectivamente.

El propano líquido del fondo del D8-908 es expandido hasta 25 psig a

través de la válvula LCV-8.104 para alcanzar una temperatura de 4 ºF,

requerida para el intercambio de calor al ser esta corriente enviada en el lado

frío de la carcaza del intercambiador de propano D2-702.

Los líquidos del fondo del D8-907, son divididos en dos corriente, en

la primera se expande en la válvula de control LCV-8.2 hasta 22 psig

alcanzándose una temperatura de -1 ºF, esta corriente fría alimenta el lado

carcaza del enfriador de n- butano D2-705. La segunda corriente es expandida

en la LCV-8.3 hasta 1 psig, alcanzándose una temperatura de -39 ºF esta

corriente es la corriente fría que alimentará el lado carcaza del enfriador de

isobutano D2-706.

La presión en los economizadores D8-907 y D8-908 se regulada a 36

psig, a través de las válvulas PCV-8.106 y PCV-8.105, las cuales se

encuentran ubicadas en las salidas de vapores de dichos economizadores. Los

vapores generados en estos se unen con los vapores de los enfriadores D2-

702 y D2-705 para entrar al depurador de succión de la segunda etapa D8-

707A del compresor de propano refrigerante a 25 psig y 4 ºF. Una presión de

operación de 22-25 psig es mantenida en los dos enfriadores D2-702 y D2-705

a través de un controlador de presión ubicado en el depurador de succión de la

segunda etapa D8-707A.

El propano líquido que sale del enfriador D2-702 es expandido en la

válvula de control LCV-8.7 hasta 2 psig alcanzando una temperatura de -38ºF,

esta corriente es enviada al enfriador D2-703 donde el propano se vaporiza.

Los vapores de los enfriadores D2-703 y D2-706, y del D8-701, entran al

depurador de succión de 1ra etapa D8-706. En los enfriadores D2-703 y D2-

706 se mantiene la presión de operación en 2 psig por medio de una válvula

controladora de presión PCV-8.18 ubicada en el D8-706.

Los vapores provenientes del tambor D8-706 son comprimidos por el

cilindro 10 de los compresores D4-701 A/B (1ra etapa) de 2 a 25 psig, estos

vapores comprimidos se combinan con los vapores del tambor D8-707A para

recomprimirse en los cilindros 7 y 9 de los compresores D4-701 A/B (2da

etapa) a 85 psig. Estos vapores de la segunda etapa de compresión se

combinan con los vapores del tambor D8-707B para finalmente comprimirse en

los cilindros 1, 3 y 5 de los compresores D4-701 A/B (3ra etapa) a 245 psig.

Los vapores de propano refrigerante descargados por la tercera etapa

de compresión, son depurados en el D8-709 y luego enfriados en el

condensador D6-701, el cual es un enfriador por aire de cinco bahías y con tres

ventiladores por bahía, que opera a 120ºF.

Los tres depuradores D8-706, D8-707A y D8-707B están provistos de

dispositivos de protección por nivel que apagan los motores del compresor para

evitar la entrada de líquido a los diferentes cilindros. Para evitar la presencia de

líquido en el depurador de succión de la primera etapa del compresor de

propano refrigerante, este dispone de un serpentín donde circula vapor de

propano caliente provenientes del depurador D8-709.

Para cerrar el ciclo de refrigeración, el propano líquido que sale del

condensador D6-701 va al tambor de compensación de refrigerante D8-701

donde son eliminados los gases no condensables.

CICLO DE PROPANO REFRIGERANTE

D2-704D2-705 D2-706

D2-701

D8-701 D6-701

D8-709

D8-707B D8-707A

D2-702 D2-703

D8-706

3era ETA 2da ETA 1era ETA

CIL. 1-3-5 CIL. 7-9 CIL. 10

D8-908

D8-906

D8-907

LCV-8.102

LCV-8.1

LCV-8.5

LCV-8.6

LCV-8.104 LCV-8.7

LCV-8.103 LC

V-8

.2

LC

V-8

.3

D2-704D2-704D2-705D2-705 D2-706D2-706

D2-701D2-701

D8-701D8-701 D6-701D6-701

D8-709D8-709

D8-707B D8-707AD8-707BD8-707B D8-707AD8-707A

D2-702D2-702 D2-703D2-703

D8-706D8-706

3era ETA3era ETA 2da ETA2da ETA 1era ETA1era ETA

CIL. 1-3-5 CIL. 7-9 CIL. 10

D8-908D8-908

D8-906D8-906

D8-907D8-907

LCV-8.102

LCV-8.1

LCV-8.5

LCV-8.6

LCV-8.104 LCV-8.7

LCV-8.103 LC

V-8

.2

LC

V-8

.3

Explicación detallada del Sistema de Refrigeración del Propano

Producto. Con la finalidad de mantener en fase liquida al propano se realiza el

proceso de refrigeración del mismo, descrito a continuación.

El propano presurizado se bombea desde la Planta de

Fraccionamiento ULÉ a la Planta de Refrigeración La Salina, a través de una

línea de 10 pulgadas de diámetro, a 90 ºF y 350 psig con un flujo de 22.5

MBPD, proceso ilustrado continuación:

3. PROCESO DE ENFRIAMIENTO DE PROPANO PRODUCTO

El propano en la Planta refrigeradora la salina (PRLS) pasa por la

válvula de control de flujo FCV-8.2 donde se expande hasta una presión de 240

psig, luego se enfría hasta -34 ºF, en tres (3) etapas de enfriamiento, a través

de los intercambiadores de calor de carcaza y tubo tipo horizontal D2-701, D2-

702 y D2-703, los cuales utilizan como medio de enfriamiento propano

refrigerante.

El enfriador de nivel alto D2-701, alcanza unas condiciones de 63 ºF y

230 psig, en el enfriador de nivel medio D2-702 se obtienen unas condiciones

de 9 ºF y 220 psig, luego pasa a través de la válvula de control de presión

PCV-8.1 donde se reduce la presión (expansión) hasta 30 psig, para disminuir

la temperatura del propano. Luego el flujo es combinado con los vapores

provenientes del depurador de descarga del compresor de vapores de propano

D8-715, el cual recibe propano del tanque de almacenaje TK-129 (D5-801),

comprimidos previamente por el cilindro 2.

Todo este flujo proveniente del D2-702 es refrigerado en el enfriador de

nivel bajo D2-703 a -34 ºF y 20 psig, estas condiciones son las requeridas

para mantener al propano en fase líquida y poder así almacenarlo.

El propano en fase líquida es enviado al separador de purga D8-711, el

cual es un tambor de tipo vertical Los gases no condensables del recipiente

son controlados por la válvula PCV-8.2 que regula variación en la presión de

ajuste de la misma venteándolos de esta forma al flare, el líquido va

directamente al tanque de almacenamiento TK-129 (D5-801) por control de

nivel a través de la válvula LCV-8.8, donde se expande hasta 0,25 psig en el

tanque TK-129 (D5-801) para almacenarse a -48 ºF.

PROCESO DE ENFRIAMIENTO DE PROPANO PRODUCTO

4. SISTEMA DE ENFRIAMIENTO DEL NORMAL-BUTANO

Con la finalidad de mantener en fase líquida el n-butano se realiza el

proceso de refrigeración del mismo, descrito a continuación.

El n-butano es bombeado desde ULÉ por una línea de 8 pulgadas de

diámetro, a una presión que oscila entre 200 psig y una temperatura de 90 ºF,

con un flujo 18.5 MBPD, proceso ilustrado a continuación:

PROCESO DE ENFRIAMIENTO DE N-BUTANO

El enfriamiento del n-butano es realizado en dos etapas para alcanzar una

temperatura final de 23 ºF y una presión de 25 psig, mediante los enfriadores

D2-704 y D2-705, los cuales utilizan como medio refrigerante el propano. El n-

butano de alimentación a la PRLS pasa previamente por la válvula de control

FCV-8.1 donde se expande a 45 psig, con su consecuente disminución de

temperatura.

D2-701 D2-702 D2-703

FCV-8.2

PCV-8.1

D8-711

TK-129

CIL. 2

D8-715

LCV-8.8

DRENAJE AL CABEZAL

DE SUCCIÓN

D2-701D2-701 D2-702D2-702 D2-703D2-703

FCV-8.2

PCV-8.1

D8-711

TK-129TK-129

CIL. 2CIL. 2

D8-715

LCV-8.8

DRENAJE AL CABEZAL

DE SUCCIÓN

En la primera etapa de enfriamiento del n-butano se alcanza una

temperatura de 63 ºF en el D2-704, luego en el D2-705 el n-butano proveniente

del enfriador D2-704 alcanza una temperatura final de 23 ºF requerida para

mantener el n-butano en fase liquida, para luego expandirse a 0.25 psig a

través de válvula de control de presión PCV-8.6 y se almacena en el tanque

TK-131 (D5-802)

Los vapores de n-butano generados en el tanque se comprimen en la

primera etapa de compresión de este sistema, cilindro 6 del compresor D4-

701 A/B, el cual descarga a una presión de 35 psig. Los vapores comprimidos

generados en esta etapa son enviados al D8-717. Luego pasan a una segunda

etapa de compresión donde los vapores son comprimidos hasta 95 psig en el,

cilindro 4 del compresor D4-701 A/B, y luego estos vapores pasan

comprimidos al depurador D8-705.

Los vapores depurados son enfriados hasta 120 ºF en el condensador D6-

702, el cual es intercambiador por aire de una bahía y tres ventiladores, y

D2 - 704 D2 - 705

FCV - 8.1

PCV - 8.6

D8 - 717

TK - 131

D8 - 715

LCV - 8.9 DRENAJE

AL CABEZAL DE SUCCI Ó N

CIL. 6

D6 - 702

D8 - 704 CIL. 4

LCV - 8.10

D8 - 703

D2 - 704 D2 - 704 D2 - 705 D2 - 705

FCV - 8.1

PCV - 8.6

D8 - 717 D8 - 717

TK - 131 TK - 131

D8 - 715 D8 - 705

LCV - 8.9 DRENAJE

AL CABEZAL DE SUCCI Ó N

CIL. 6 CIL. 6

D6 - 702 D6 - 702

D8 - 704 D8 - 704 CIL. 4 CIL. 4

LCV - 8.10

D8 - 703 D8 - 703

descargados al tambor D8-704 con la finalidad de purgar los gases no

condensables, que se ventean al mechurrio.

El n-butano líquido que sale del fondo del tambor D8-704 es expandido

hasta 50 psig, en la válvula de control LCV-8.9, para luego entrar al tambor

vaporizador interetapas D8-703. Los vapores que salen por el tope del D8-703

son enviados al depurador de succión de la segunda etapa del compresor de n-

butano D8-717, y el líquido refrigerado que sale por el fondo del D8-703 por

control de nivel de la válvula LCV-8.10 se combina con el iso-butano de

alimentación para alimentar al D2-704.

5. EJERCICIO RESUELTO REFRIGERACION MECANICA DOS ETAPAS

Utilizando el sistema de refrigeración mostrado en la figura, determine las condiciones

de presión, temperatura, potencia total y la tasa de circulación del refrigerante

(propano), para manejar 80 MMPCND de gas natural de composición conocida de 650

lpca y 100°F la cual será enfriado a –30°F, considerando una eficiencia de compresión

de 0.80.

Composición C1 C2 C3 n-C4 n-C5 n-C6

% molar 73 11 8 4 3 1

Gas Natural

Punto 1 Punto

Intermedio

Gas Natural

Punto 2

Evaporador 1 Evaporador 2

Compresor

1

Condensador

Compresor

2

4

5

16

6

9

3

9

9

7 8 Agua 10

15 11

12

14 13

Propano

Válvula 1 Válvula 3

Válvula 2

Punto de Mezcla 1

1

Punto de

Mezcla 2

INDICE

No. Descripción No. de

Página

1 Las Propiedades de los componentes del gas natural

2 Cálculo de Fases en la Corriente de Entrada del Gas Natural @

T = 100 °F y P = 650 psia

3 Cálculo de las propiedades pseudo críticas de la fase líquida y de la

fase vapor de la corriente de entrada del gas natural

4 Cálculo de la entalpía másica ideal (global) de cada componente

del sistema de las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA @ T = 100°F

5 Cálculo de la entalpía de cada fase

6 Corrección de las entalpías ideales de cada fase, por presión y

temperatura

7 Entalpía total de la corriente de entrada de gas natural

8 Cálculo de fases en el punto intermedio para el gas natural

@Tintermedia= 35 ° F y P = 650 psia

9 Cálculo de la composición Zi en la fase intermedia

10 Calculo de las propiedades pseudo críticas de la fase líquida y de la

fase vapor en la etapa intermedia del gas natural

11 Cálculo la entalpía másica ideal (global) de cada componente del

sistema de las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA @ Tint = 35° F

12 Cálculo de la entalpía de cada fase en la corriente intermedia

13 Corrección de las entalpías ideales de cada fase , por presión y

temperatura

14 Entalpía total de la etapa intermedia del gas natural

15 Cálculo de fases en la corriente de salida del gas natural(punto 2)

@ T= -30°F y P = 650 psia

16 Cálculo de las propiedades pseudo críticas de la fase líquida y de

la fase vapor de la corriente de salida del gas natural

17 Cálculo la entalpía másica ideal (global) de cada componente del

sistema de las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA @ T = -30 ° F

18 Cálculo de la entalpía de cada fase

19 Corrección de las entalpías ideales de cada fase por presión y

temperatura

20 Entalpía total de la corriente de salida del gas natural

21 Cálculo del calor que se necesita remover del gas natural

22 Cálculo de las entalpías del refrigerante en las diferentes

corrientes

23 Cálculo de la Potencia Real del Sistema

24 Cuadro Resumen de las propiedades calculadas para cada

corriente del sistema

1. Las Propiedades de los componentes del gas natural son:

Compuesto

Peso

Molecular,

lb/lbmol

Temperatura

Crítica, (°R)

Presión

Crítica,

lpca

Factor

acéntrico, w

C1 16.043 343.34 667 0.0108

C2 30.070 550.07 707.8 0.0972

C3 44.097 665.93 615 0.1515

n-C4 58.123 765.52 548.8 0.1981

n-C5 72.150 845.70 488.10 0.2510

n-C6 86.177 913.80 436.90 0.2990

2. Se realiza un cálculo de fases en la corriente de entrada del gas natural (punto

1), a la temperatura y presión de entrada del gas

psiaPentgas

FTentgas

650

100

Para lo cual se calculan las constantes de equilibrio, por la correlación de Wilson

(1968), quien formuló una expresión termodinámica para estimar estas constantes.

Esta expresión propuesta genera valores razonables de relaciones de equilibrio a bajas

presiones (<1000 psia) y tiene la siguiente forma :

T

TciwiEXP

P

PciKi 1137.5

donde:

Pci = Presión Crítica del Componente i, psia.

P = Presión del Sistema, psia.

Tci = temperatura Crítica del Componente i, °R.

T = Temperatura del Sistema, °R.

wi = Factor acéntrico del componente i.

Un cálculo tipo para el Metano se muestra enseguida:

38.8560

34.34310108.0137.5

650

6671

EXPKC

Las constantes de equilibrio para el resto de los componentes se presentan el

siguiente tabla:

Componente Ki

C1 8.38

C2 1.21

C3 0.29

n-C4 7.96E-2

n-C5 2.44E-2

n-C6 8.19E-3

El cálculo de fases se realiza con el desarrollo de la siguiente expresión:

6

1

01)1(*

)1(n

i

KiV

ZiKi

1)138.8(*

73.0)138.8(

V+

1)121.1(*

11.0)121.1(

V+

1)129.0(*

08.0)129.0(

V+

1)110*96.7(*

04.0)110*96.7(2

2

V+

1)1010*44.2(*

03.0)110*44.2(2

2

V+

1)110*19.8(*

01.0)110*19.8(3

3

V= 0

Para resolver la expresión se utiliza el método de Newton Raphson (programado en la

calculadora HP-48G) que consiste en un proceso iterativo donde se asume como valor

inicial para la iteración V = 0.5 al culminar todo el proceso el valor final de V = 0.90,

por lo que L = 1-V = 1-0.90= 0.10.

Seguidamente se realiza el calculo de las composiciones de las fases de líquido y de

vapor con las siguientes expresiones:

1)1(

KiV

Zixi Kixiyi

Un ejemplo del calculo para el metano es :

80.002.1

82.0

82.038.8*273.9

273.9981.0

255.9

255.91)138.8(90.0

73.0

6

1

6

1

n

i

anormalizad

n

i

anormalizad

yi

yiyi

Eyi

EE

xi

xixi

Exi

El producto del mismo calculo para el resto de los componentes ,se aprecia en la

siguiente tabla:

Componente xi xi (normalizada) yi yi (normalizada)

C1 9.55E-2 9.73E-2 0.82 0.80

C2 9.25E-2 9.42E-2 0.11 0.11

C3 0.22 0.23 6.67E-2 6.52E-2

n-C4 0.23 0.24 1.91E-2 1.87E-2

n-C5 0.25 0.25 6.10E-3 5.96E-3

n-C6 9.31E-2 9.49E-2 7.77E-4 7.59E-4

Sumatoria 0.981 1.000 1.02 1.000

3. Se efectúa el calculo de las propiedades pseudo críticas de la fase líquida y de

la fase vapor de la corriente de entrada del gas natural como se expone en la

siguiente tabla:

Fase Líquida

Componente xi

(normalizada)

Temperatura

Crítica, (°R) xi*Tci

Presión

Crítica,

lpca

xi*Pci

Factor

acéntrico,

w

xi*wi

C1 9.73E-2 343.34 33.41 667 64.89 0.0108 0.00105

C2 9.42E-2 550.07 51.81 707.8 66.67 0.0972 0.00916

C3 0.23 665.93 153.16 615 141.45 0.1515 0.03485

n-C4 0.24 765.52 183.72 548.8 131.71 0.1981 0.04754

n-C5 0.25 845.70 211.43 488.10 122.03 0.2510 0.06275

n-C6 9.49E-2 913.80 86.72 436.90 41.46 0.2990 0.02837

Sumatoria 1.000 720.25 568.22 0.1837

Fase Vapor

Componente yi

(normalizada)

Temperatura

Crítica, (°R) yi*Tci

Presión

Crítica,

lpca

yi*Pci

Factor

acéntrico,

w

yi*wi

C1 0.80 343.34 274.67 667 533.60 0.0108 0.0086

C2 0.11 550.07 60.50 707.8 77.86 0.0972 0.01069

C3 6.52E-2 665.93 43.42 615 40.01 0.1515 0.0099

n-C4 1.87E-2 765.52 14.32 548.8 10.26 0.1981 0.0037

n-C5 5.96E-3 845.70 5.04 488.10 2.91 0.2510 0.0015

n-C6 7.59E-4 913.80 0.69 436.90 0.33 0.2990 0.00023

Sumatoria 1.000 398.64 665.06 0.0346

4. Se calcula la entalpía másica ideal (global) de cada componente del sistema de

las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA @ T = 100°F (corriente de entrada de gas) y

luego estas se multiplican por el peso molecular de cada componente para

expresar las entalpías en unidades molares.

Componente Entalpía másica , H

(Btu/lb)

Entalpía molar,

H*PMi

(Btu/lbmol)

C1 282.5 4532.15

C2 182.5 5487.78

C3 155 6835.04

n-C4 155 9009.07

n-C5 150 10822.50

n-C6 135.81 11703.69

5. Ahora se efectúa el cálculo de la entalpía de cada fase tal y como se muestra

en el siguiente ejemplo:

Para el Metano:

hl (metano) = xi* Entalpía Molar = 9.73E-2* 4532.15 Btu/lbmol = 440.98 Btu/lbmol.

hg(metano) = yi* Entalpía Molar = 0.80* 4532.15 Btu/lbmol = 3625.72 Btu/lbmol.

El resultado de este mismo cálculo paral os demás componentes se presenta en la

tabla que sigue:

Componente Entalpía de la Fase

Líquida, hl (Btu/lbmol)

Entalpía de la Fase Gaseosa,

hg (Btu/lbmol)

C1 440.98 3625.72

C2 516.95 603.66

C3 1572.06 445.64

n-C4 2162.18 168.47

n-C5 2705.63 64.50

n-C6 1110.68 8.88

8508.47 4916.88

6. Se corrigen las entalpías ideales de cada fase calculadas en la sección

anterior, por presión y temperatura tal y como se muestra enseguida.

Fase Líquida:

Cálculo de la Presión y Temperatura Pseudo reducida.

78.025.720

560

14.122.568

650

R

R

T

TT

psia

psia

P

PP

sc

sr

sc

sr

Cálculo del término scTRHH / por la Figura 24-6 del GPSA, se entra con Psr y

se corta la curva de Tsr, luego se lee el valor de la expresión a la izquierda de la Figura .

scTRHH / = 4.5



scTRHH /= 5.9

Cálculo del término scTRHH / por la expresión que sigue:

scTRHH / = scTRHH / + (wm * scTRHH /)

scTRHH / = 4.5+(0.1837*5.9) = 5.58

Cálculo del término HH por la fórmula que sigue:

HH = scTRHH / *R*Tsc

lbmol

BtuHH

RRlbmol

BtuHH

72.7981

25.720986.158.5

Cálculo de la entalpía real de la fase líquida en la etapa intermedia.

lbmol

Btu

lbmol

BtuHHhlHl 75.52672.798147.85081

Fase Gaseosa:


40.164.398

560

98.006.665

650

R

R

T

TT

psia

psia

P

PP

sc

sr

sc

sr



scTRHH / = 0.54



scTRHH /= 0.099



scTRHH / = 0.54+(0.0346*0.099) = 0.54



lbmol

BtuHH

RRlbmol

BtuHH

52.427

64.398986.154.0

Cálculo de la entalpía real de la fase gaseosa en la corriente de entrada.

lbmol

Btu

lbmol

BtuHHhgHg 36.448952.42788.49161

7. Se calcula finalmente la entalpía total de la corriente de entrada de gas natural

se estima por la ecuación que sigue :

lbmol

BtuH

lbmol

Btu

lbmol

BtuVHgLHlH

099.40931

90.036.448910.075.526111

8. Se realiza un cálculo de fases en el punto intermedio para el gas natural, para

lo cual se calcula la temperatura en el punto intermedio como un promedio aritmético

entre la temperatura de entrada del gas y la temperatura a la cual lo quiero enfriar,

este criterio se basa en que en la primera etapa de enfriamiento se aspira garantizar

que el gas será enfriado a la mitad de la temperatura requerida.

Tintermedia = (Tent gas- Tsalid gas) = (100+(-30))°F = 35°F.

Y adicionalmente se calculan las constantes de equilibrio por la correlación de Wilson

(1968), a bajas presiones (<1000 psia):

T

TciwiEXP

P

PciKi 1137.5


413.5495

34.34310108.0137.5

650

6671

EXPKC

Las constantes de equilibrio para el resto de los componentes se presentan el siguiente

tabla:

Componente Ki

C1 5.413

C2 0.565

C3 0.112

n-C4 2.509E-2

n-C5 6.435E-3

n-C6 1.838E-3

El cálculo de las dos fases se realiza con el desarrollo de la siguiente expresión:

6

1

01)1(*

)1(n

i

KiV

ZiKi

1)1413.5(*

73.0)1413.5(

V+

1)1565.0(*

11.0)1565.0(

V+

1)1112.0(*

08.0)1112.0(

V+

1)110*509.2(*

04.0)110*509.2(2

2

V+

1)1010*435.6(*

03.0)110*435.6(3

3

V+

1)110*838.1(*

01.0)110*838.1(3

3

V= 0

Para resolver la expresión se utiliza el método de Newton Raphson (programado en

la calculadora HP-48G) , y se asume como valor inicial para la iteración V = 0.5 al

culminar el proceso el valor final de V = 0.81, por lo que L = 1-V = 1-0.81= 0.19.

Seguidamente se realiza el calculo de las composiciones de las fases de líquido y

de vapor con las siguientes expresiones:

1)1(

KiV

Zixi Kixiyi


86.0413.5*158.0

158.00122.1

16.0

16.01)1413.5(81.0

73.0

6

1

yi

xi

xixi

xi

n

i

anormalizad


siguiente tabla:

Componente xi xi

(normalizada) yi

C1 0.16 0.158 0.86

C2 0.17 0.168 9.50E-2

C3 0.29 0.287 3.21E-2

n-C4 0.19 0.187 4.69E-3

n-C5 0.15 0.148 9.52E-4

n-C6 5.22E-2 5.157E-2 9.48E-5

Sumatoria 1.0122 1.000 1.001

9. Se realiza el cálculo de la composición Zi en la fase intermedia, por la expresión

:

F

LxiVyiZi

**

Un cálculo tipo para el Metano es:

73.01

19.0*158.081.0*86.01

ZC

El resultado del mismo cálculo aplicado al resto de los componentes, son

mostrados en la tabla sucesiva:

Componente Zi

C1 0.730

C2 0.110

C3 0.0805

n-C4 0.0393

n-C5 0.0289

n-C6 0.0098


la fase vapor en la etapa intermedia como se expone en la siguiente tabla:

Fase Líquida

Componente xi

(normalizada)

Temperatura


Presión

Crítica,

lpca

xi*Pci

Factor

acéntrico,

w

xi*wi

C1 0.158 343.34 54.25 667 105.39 0.0108 0.0017

C2 0.168 550.07 92.41 707.8 118.91 0.0972 0.0163

C3 0.287 665.93 191.12 615 176.51 0.1515 0.0453

n-C4 0.187 765.52 143.15 548.8 102.63 0.1981 0.0370

n-C5 0.148 845.70 125.16 488.10 72.24 0.2510 0.0371

n-C6 5.157E-2 913.80 47.12 436.90 22.53 0.2990 0.0154

Sumatoria 1.000 653.22 598.19 0.1511

Fase Vapor

Componente yi Temperatura


Presión

Crítica,

lpca

yi*Pci

Factor

acéntrico,

w

yi*wi

C1 0.86 343.34 295.27 667 573.62 0.0108 0.0093

C2 9.50E-2 550.07 52.25 707.8 67.24 0.0972 0.0092

C3 3.21E-2 665.93 21.38 615 19.74 0.1515 0.0049

n-C4 4.69E-3 765.52 3.59 548.8 2.57 0.1981 0.0009

n-C5 9.52E-4 845.70 0.805 488.10 0.46 0.2510 0.0002

n-C6 9.48E-5 913.80 0.087 436.90 0.041 0.2990 0.00003

Sumatoria 1.001 373.38 663.68 0.0246


las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA y luego estas se multiplican por el peso molecular de

cada componente para expresar las entalpías en unidades molares.


(Btu/lb)

Entalpía molar, H*PMi

(Btu/lbmol)

C1 247.5 3970.64

C2 155 4660.85

C3 130 5732.61

n-C4 130 7555.99

n-C5 125 9018.75

n-C6 110 9479.47



Para el Metano:

hl (metano) = xi* Entalpía Molar = 0.158* 3970.64 Btu/lbmol = 627.36 Btu/lbmol.



tabla que sigue:

Componente Entalpía de la Fase

Líquida, hl (Btu/lbmol)

Entalpía de la Fase Gaseosa, hg (Btu/lbmol)

C1 627.36 3414.75

C2 783.02 442.78

C3 1645.26 184.02

n-C4 1412.97 35.44

n-C5 1334.78 8.59

n-C6 488.86 0.89

6292.24 4086.47


anterior, por presión y temperatura tal y como se muestra.

Fase Líquida:


76.022.653

495

09.119.598

650

R

R

T

TT

psia

psia

P

PP

sc

sr

sc

sr



scTRHH / = 4.625



scTRHH /= 6.8



scTRHH / = 4.625+(0.1511*6.80) = 5.6525



lbmol

BtuHH

RRlbmol

BtuHH

96.7332

22.653986.16525.5


lbmol

Btu

lbmol

BtuHHhlHli 72.104096.733224.6292

Fase Gaseosa:


33.138.373

495

98.068.663

650

R

R

T

TT

psia

psia

P

PP

sc

sr

sc

sr



scTRHH / = 0.65



scTRHH /= 0.14



scTRHH / = 0.65+(0.0246*0.14) = 0.6534



lbmol

BtuHH

RRlbmol

BtuHH

52.484

38.373986.16534.0

Cálculo de la entalpía real de la fase gaseosa en la etapa intermedia.

lbmol

Btu

lbmol

BtuHHhgHgi 95.360152.48447.4086

14. Se calcula finalmente la entalpía total de la etapa intermedia por la ecuación

que sigue :

lbmol

BtuHin

lbmol

Btu

lbmol

BtuVHgiLHliHin

84.2719

81.095.360119.072.1040

15. Se realiza un cálculo de fases en la corriente de salida del gas natural(punto 2)

@ T= -30°F y P = 650 psia. Para el cual se calculan las constantes de equilibrio por la

correlación de Wilson (1968), a bajas presiones (<1000 psia) :

T

TciwiEXP

P

PciKi 1137.5


06.3430

34.34310108.0137.5

650

6671

EXPKC

Las constantes de equilibrio para el resto de los componentes se presentan el siguiente

tabla:

Componente Ki

C1 3.06

C2 0.21

C3 3.18E-2

n-C4 5.575E-3

n-C5 1.135E-3

n-C6 2.624E-4

El cálculo de las dos fases se realiza con el desarrollo de la siguiente expresión:

6

1

01)1(*

)1(n

i

KiV

ZiKi

1)106.3(*

73.0)106.3(

V+

1)1021(.*

11.0)1021(.

V+

1)110*18.3(*

0805.0)110*18.3(2

2

V+

1)110*575.5(*

0393.0)110*575.5(3

3

V+

1)110*135.1(*

0289.0)110*135.1(3

3

V+

1)110*624.2(*

0098.0)110*624.2(4

4

V= 0

Para resolver la expresión se utiliza el método de Newton Raphson (programado en la

calculadora HP-48G) , y se asume como valor inicial para la iteración V = 0.5 al

culminar el proceso el valor final de V = 0.67, por lo que L = 1-V = 1-0.67= 0.33.

Seguidamente se realiza el calculo de las composiciones de las fases de líquido y de

vapor con las siguientes expresiones:

1)1(

KiV

Zixi Kixiyi


939.006.3*307.0

307.01)106.3(67.0

73.0

yi

xi


siguiente tabla:

Componente xi yi

C1 0.307 0.939

C2 0.234 0.049

C3 0.229 7.28E-3

n-C4 0.118 6.57E-4

n-C5 8.737E-2 9.916E-5

n-C6 2.968E-2 7.788E-6

Sumatoria 1.000 1.000


la fase vapor de la corriente de salida del gas natural como se expone en la siguiente

tabla:

Fase Líquida

Componente xi Temperatura


Presión

Crítica,

lpca

xi*Pci

Factor

acéntrico,

w

xi*wi

C1 0.307 343.34 105.41 667 204.769 0.0108 0.0033

C2 0.234 550.07 128.71 707.8 165.63 0.0972 0.0227

C3 0.229 665.93 152.49 615 140.84 0.1515 0.0347

n-C4 0.118 765.52 90.33 548.8 64.76 0.1981 0.0234

n-C5 8.737E-2 845.70 73.89 488.10 42.65 0.2510 0.0219

n-C6 2.968E-2 913.80 27.12 436.90 12.97 0.2990 0.0089

Sumatoria 1.000 577.95 631.60 0.1149

Fase Vapor

Componente yi Temperatura


Presión

Crítica,

lpca

yi*Pci

Factor

acéntrico,

w

yi*wi

C1 0.939 343.34 322.39 667 626.31 0.0108 0.0101

C2 0.049 550.07 26.95 707.8 34.68 0.0972 0.0048

C3 7.28E-3 665.93 4.85 615 4.48 0.1515 0.0011

n-C4 6.57E-4 765.52 0.503 548.8 0.36 0.1981 0.0001

n-C5 9.916E-5 845.70 0.084 488.10 .048 0.2510 0.00002

n-C6 7.788E-6 913.80 0.007 436.90 0.003 0.2990 0.000002

Sumatoria 1.000 354.79 665.88 0.1616


las Figuras 24-3 y 24-5 del GPSA y luego estas se multiplican por el peso molecular de

cada componente para expresar las entalpías en unidades molares.


(Btu/lb)

Entalpía molar, H*PMi

(Btu/lbmol)

C1 212.5 3409.14

C2 130 3909.10

C3 107.5 4740.43

n-C4 107.5 6248.22

n-C5 102.5 7395.38

n-C6 86.75 7475.85



Para el Metano:

hl (metano) = xi* Entalpía Molar = 0.307* 3409.14 Btu/lbmol = 1046.61 Btu/lbmol.



tabla que sigue:

Componente

Entalpía de la Fase

Líquida, hl

(Btu/lbmol)

Entalpía de la Fase

Gaseosa, hg

(Btu/lbmol)

C1 1046.61 3201.18

C2 914.73 191.55

C3 1085.56 34.51

n-C4 737.29 4.10

n-C5 646.13 0.733

n-C6 221.88 0.058

4652.20 3432.13


anterior, por presión y temperatura tal y como se muestra.

Fase Líquida:


77.095.557

430

03.160.631

650

R

R

T

TT

psia

psia

P

PP

sc

sr

sc

sr



scTRHH / = 4.60



scTRHH /= 6.00



scTRHH / = 4.6+(0.1149*6.00) = 5.2894



lbmol

BtuHH

RRlbmol

BtuHH

12.5861

95.557986.12894.5


lbmol

Btu

lbmol

BtuHHhlHl 92.120812.586120.46522

Fase Gaseosa:


21.179.354

430

98.088.665

650

R

R

T

TT

psia

psia

P

PP

sc

sr

sc

sr



scTRHH / = 0.80



scTRHH /= 0.25



scTRHH / = 0.80+(0.1616*0.25) = 0.8404



lbmol

BtuHH

RRlbmol

BtuHH

16.592

79.354986.18404.0

Cálculo de la entalpía real de la fase gaseosa en la etapa intermedia.

lbmol

Btu

lbmol

BtuHHhgHg 97.283916.59213.34322

20. Se calcula finalmente la entalpía total de la corriente de salida del gas natural

por la ecuación que sigue :

lbmol

BtuH

lbmol

Btu

lbmol

BtuVHgLHlH

84.15032

67.097.283933.092.1208222

21. Cálculo del calor que se necesita remover del gas natural.

Calor a remover entre la corriente de entrada del gas natural (punto 1) y el

punto intermedio

HinHmgq 11

donde:

H1 = Entalpía en la corriente de entrada del gas natural (punto 1), Btu/lbmol.

Hin = Entalpía en la corriente intermedia, Btu/lbmol.

mg = masa del gas natural, lbmol/h y esta dada por la expresión:

244.379

Qmg

donde:

Q = Caudal de gas natural, PCND

h

lbmol

día

h

lbmol

PCN

día

PCN

mg 80.8785

1

244.397

1080 6

h

Btu

lbmol

Btu

h

lbmolq 61007.12)84.2719099.4093(80.87851

Calor a remover entre el punto intermedio y la corriente de salida del gas

natural (punto 2)

22 HHinmgq

donde:

Hin = Entalpía en la corriente intermedia, Btu/lbmol.

H2 = Entalpía en la corriente de salida del gas natural (punto 2), Btu/lbmol.

mg = masa del gas natural, lbmol/h y esta dada por la misma expresión

anterior, por lo tanto es la misma

h

lbmolmg 80.8785

h

Btu

lbmol

Btu

h

lbmolq 61068.10)84.150384.2719(80.87852

El calor total a remover del gas natural en el sistema es:

h

Btu

h

Btuqqqt 666 1075.22)1068.101007.12(21

22. Cálculo de las Entalpías del Refrigerante en las diferentes corrientes del

sistema.

Corriente 7: Por esta corriente circula agua y se asume que entra a una

temperatura aproximadamente igual a la temperatura ambiental, es decir, que

FTambientalT 907 .

Corriente 8: Esta es la corriente de salida del agua y se asume que esta

corriente tiene una temperatura 30°F por encima de la Temperatura de la corriente 7,

por lo que FFFFTT 12030903078 .

Corriente 9: Por esta corriente circula propano y se asume que la

temperatura de esta corriente es igual a la temperatura de la corriente 8 , esto es con

el fin de evitar un crossover. Con la FT 1209 y con el estado de líquido saturado

(porque sale del condensador ) se calcula la entalpía en esa corriente con el diagrama

de Presión-Entalpía para el propano lb

BtuH 3259 y la presión psiaP 2509 .

Corriente 9 y 9”: Estas corrientes resultan de la bifurcación del corriente

9, por lo que estas dos corrientes tienen las mismas condiciones de temperatura,

presión , entalpía y estado de la corriente 9, es decir;

lb

BtuHHH

psiaPPP

FTTT

325"999

250"999

120"999

Corriente 3: Para encontrar la entalpía de esta corriente, se toma el

criterio de que como el fluido pasa a través de la válvula de expansión #1 , la cual

opera a entalpía constante (H = 0), entonces la entalpía de la corriente 9” es igual a

entalpía de la corriente 3 ;lb

BtuH 3253 . Se asume además que esta corriente tiene

un T de 10°F por debajo de la temperatura de corriente intermedia del gas natural,

entonces:

FFTTinT 2510353

Luego conocida la entalpía y la temperatura de la corriente se consigue con el

diagrama Presión-Entalpía del propano la presión de la corriente psiaP 623 .

Corriente 4 : Esta es la corriente de salida del evaporador #1, y en vista

que esta equipo opera a presión constante la presión de esta corriente es la misma

que la presión de la corriente 3( psiaPP 6234 ) y como esta corriente 4 sale del

evaporador como vapor saturado con esas dos condiciones se encuentra en el

diagrama Presión-Entalpía del propano la entalpía de la corriente lbl

BtuH 4304 .

Corriente 10: En vista que esta corriente sale de la válvula #2 la cual

opera isentálpicamente (H = 0), entonces la entalpía de esta corriente es la misma

entalpía que tiene la corriente 9 y la presión resulta ser la misma de la corriente 3.

psiaP

lb

BtuH

6210

32510

Corriente 11: Esta es la corriente de tope del separador y sale como

vapor saturado a la misma presión de la corriente de entrada, con estas dos

condiciones se puede hallar en el diagrama de Presión-Entalpía del propano la entalpía

de la corriente lb

BtuH 43011 , psiaP 6211 .

Corriente 12: Esta es la corriente de fondo del separador y sale como

líquido saturado a la misma presión de la corriente de entrada, con estas dos

condiciones se puede hallar en el diagrama de Presión-Entalpía del propano la entalpía

de la corriente lb

BtuH 26612 , psiaP 6212 .

Corriente 13: En vista que esta corriente sale de la válvula #3 la cual

opera isentálpicamente (H=0), entonces la entalpía de esta corriente es la misma

entalpía que tiene la corriente 12 y la presión es la atmosférica y la temperatura es la

critica del propano.

lb

BtuHH 2661213 ; psiaP 73.1413 ; FT 4313 .

Corriente 14: Esta es la corriente de salida del evaporador #2, y en vista

que esta equipo opera a presión constante la presión de esta corriente es la misma

que la presión de la corriente 13 ( psiaPP 73.141314 ) . Como esta corriente 4 sale

del evaporador como vapor saturado con esas dos condiciones se encuentra en el

diagrama del propano la entalpía de la corriente lbl

BtuH 40814 , y la entropía

Flb

BtuS

93.014 .

Corriente 15: Esta corriente sale del compresor #2, para mezclarse con la

corriente 11 que proviene del tope del separador con una presión de 62 psia, como las

dos corrientes se mezclan en el punto de mezcla #1 ambas corrientes tienen la misma

presión, más no la misma entalpía, psiaP 6215 . Asumiendo que el compresor

trabaja isentrópicamente (ideal), entonces Flb

BtuSS

93.01514 y la presión de 62

psia se puede conseguir la entalpía de la corriente 15 en el diagrama Presión- Entalpía

del propano, lb

BtuidealH 43815 .

Evaluación del Compresor #2:

Potencia Ideal= (mC3)13,14*(H15 ideal - H14)

Donde:

(mC3) 13,14 = masa del propano que entre por la corriente 13 y la corriente 14, lb/h y

viene dada por la expresión:

1314

2q(mC3)13,14

HH

h

lb

lb

Btu

h

Btu

27.75211

)266408(

1068.10

(mC3)13,14

6

Potencia Ideal=h

lb27.75211 *(438-408)

lb

Btu*

h

Btu

hp

2545

1= 886.58 hp

Potencia Real=

ealPotenciaId

Donde:

= Eficiencia del Compresor (0.80)

Potencia Real= hphp

225.110880.0

58.886

Ahora con al Potencia real se recalcula la Entalpía en la corriente 15 real

mediante la siguiente expresión:

lb

Btu

lb

Btu

hp

h

Btu

h

lb

hprealH

HmC

esoraldelcomprPotenciarerealH

50.4454081

2545

27.75211

225.110815

1414,13)3(

2#15

Corriente 16: Para conocer la Entalpía de esta corriente es necesario:

Primero: Realizar un Balance de Masa y Energía en el Separador.

Balance de Masa:

121110 mmm

En vista que m12 es conocida pues es la misma masa

(mC3)13,14=m12= h

lb27.75211 , se despeja m12 y se sustituye para conseguir así la

primera ecuación:

27.752111110 mm (1)

Balance de Energía:

121211111010 hmhmhm

En vista que m12 y h12 son conocidas pues es la misma masa se despeja el término

m12 *H12 y se sustituye para conseguir así la primera ecuación:

601.2011*111010 hmhm (2)

Resolviendo las ecuaciones (1) y (2) como un sistema de ecuaciones lineales de dos

ecuaciones con dos incógnitas se obtiene:

m10= 117436.63 h

lb

m11= 42225.36 h

lb

Segundo: Realizar un Balance de Energía en el punto de mezcla #1 para conseguir la

entalpía en la corriente 16.

161611111515 hmhmrealhm

De esta ecuación son conocidos todos los términos a excepción de la entalpía 16 y ese

es la expresión se esta buscando

16

1111151516

m

hmrealhmh

Es importante destacar que :

m10 = m16 = 117436.63 h

lb

m15 = m12 = h

lb27.75211

Sustituyendo:

lb

Btu

h

lb

lb

Btu

h

lb

lb

Btu

h

lb

h 92.439

63.117436

43036.4222550.44527.75211

16

Corriente 5 : Para conocer la entalpía en la corriente 5 es necesario

realizar un balance de masa y energía en el punto de mezcla #2 como se aprecia a

continuación:

34

1q(mC3)3,4

HH

h

lb

lb

Btu

h

Btu

38.114952

)325430(

1007.12

(mC3)3,4

6

Balance de Masa

m5 =m16+ m4

m5 =(114952.38+117436.63) h

lb= 232389.01

h

lb

Balance de Energía

m5* h5 =m16*h16 + m4*h4

Despejando h5 se obtiene:

lb

Btu

h

lb

h

Btu

h

lb

lb

Btu

h

lb

01.434

01.232389

92.43963.11743643038.114952

m5

h4*m4 h16*m16 h5

Corriente 6: Esta corriente sale del compresor #1, a un condensador que

opera a 62psia. Asumiendo que el compresor trabaja isentrópicamente (ideal),

entonces Flb

BtuSS

92.065 y la presión de 62 psia se puede conseguir la entalpía

de la corriente 6 en el diagrama Presión- Entalpía del propano, lb

BtuidealH 4646 .

Evaluación del Compresor #1:

Potencia Ideal= (mC3)5,6*(H6 ideal – H5)

Donde:

(mC3) 5,6 = masa del propano que entre por la corriente 5 y la corriente 6, lb/h

h

lb01.232389(mC3)5,6

Potencia Ideal= h

lb01.232389 *(464-435.01)

lb

Btu*

h

Btu

hp

2545

1= 2647.13hp

Potencia Real=

ealPotenciaId

Donde:

= Eficiencia del Compresor (0.80)

Potencia Real= hp913.330880.0

13.2647

Ahora con al Potencia real se recalcula la Entalpía en la corriente 6 real mediante

la siguiente expresión:

lb

Btu

lb

Btu

hp

h

Btu

h

lb

hprealH

HmC

esoraldelcomprPotenciarerealH

25.47101.4351

2545

01.232389

913.33086

56,5)3(

1#6

23. Cálculo de la Potencia Real Total del sistema.

Potencia total = Potencia real del compresor#1 + Potencia real del compresor#2

Potencia total =(3308.913+1108.225) hp = 4417.14 hp.

24. Cuadro Resumen de las Propiedades de cada corriente

Corriente

Presión

(psia)

Temperatura

(°F)

Entalpía

(Btu/lb)

Entropía

(Btu/lb*°

F)

Estado

1 Gas Natural 650 100 4093.099 -- Mezcla

Intermedia Gas Natural 650 35 2719.84 -- Mezcla

2 Gas Natural 650 -30 1503.84 -- Mezcla

3 Propano 62 25 325 0.69 Mezcla

4 Propano 62 25 430 0.90 Vapor Saturado

5 Propano 62 25 435.01 0.9 Vapor Sobrecalentado


7 Agua 14.73 90 -- -- Líquido

8 Agua 14.73 120 -- -- Líquido

9 Propano 250 120 325 0.89 Líquido Saturado


9” Propano 250 120 325 0.89 Líquido Saturado

10 Propano 62 25 325 0.69 Mezcla

11 Propano 62 25 430 0.90 Vapor Saturado


13 Propano 14.73 -43 266 0.97 Vapor Sobrecalentado

14 Propano 14.73 -43 408 0.93 Vapor Saturado



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