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Fundamentos y Propiedades Del Gas Natural
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CIUDAD OJEDA, SEPTIEMBRE 2011
FACILITADOR: DENY GONZALEZ
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
DENSIDAD PSEUDOLIQUIDA DE SISTEMAS HIDROCARBUROS.
Mtodo Grafico. Standing y Katz 1942.
Paso 1. Se determina la densidad del H2S y C3+.
n
i i
ii
SH
SHSH
n
iiiSHSH
CSHPMXPMX
PMXPMX
32
22
322
2**
**
3
Paso 2. Se determina el % W del N2 + C2 y compuestos mas pesados.
n
iiiNN
NNCCCNCN
PMXPMX
PMXPMXW
222
22222222
**
***100%
Paso 3. Con la densidad del H2S y C3+ y % W del N2 + C2 , se determina la
densidad de la fraccin (C2 + y N2)+, mediante la grafica 23-14.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
DENSIDAD PSEUDOLIQUIDA DE SISTEMAS HIDROCARBUROS.
Mtodo Grafico.
Standing y Katz 1942.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
DENSIDAD PSEUDOLIQUIDA DE SISTEMAS HIDROCARBUROS.
Mtodo Grafico. Standing y Katz 1942.
Paso 4. Se determina la densidad CO2 y N2 + C2, en caso de no haber CO2 se
va al paso 5.
Paso 5. Se determina el %WC1 en el sistema.
Paso 6. Con la densidad del (C3 + y H2S +) y %WC1 , en grafica se interceptan y
se obtiene la densidad liquidad de hidrocarburo.
22
222
2
22
22222
222
***
***
CN
n
iiiNN
CO
COCO
n
iiiNNCOCO
CNCO
PMXPMXPMX
PMXPMXPMX
n
iiiSHSHNNCOCO
CCSistemaC
PMXPMXPMXPMX
PMXW
1222222
111
****
**100%
Paso 7. El valor obtenido de densidad se corrige a cualquier presin y
temperatura mediante las graficas 23-15 y 23-17 respectivamente.
atemperaturpresionidealgasgas _Paso 8.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
DENSIDAD PSEUDOLIQUIDA DE SISTEMAS HIDROCARBUROS.
Mtodo Grafico. Standing y Katz 1942.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
Ejemplo. Mtodo Grafico.
n
i i
ii
SH
SHSH
n
iiiSHSH
CSHPMXPMX
PMXPMX
32
22
322
2**
**
3
Composicion Z(i) Z(i) n PM Pm (mezcla)Densidad (60F)
lb/ft3
Volumen. V
= PM / de
C1 20,896 0,20896 16,043 3,35235 -
C2 1,886 0,01886 30,070 0,56712 -
C3 2,387 0,02387 44,097 1,05260 31,619 0,033289965
iC4 0 0,00000 58,123 0,00000 35,123 0
nC4 3,586 0,03586 58,123 2,08429 36,423 0,057224577
iC5 0 0,00000 72,150 0,00000 38,981 0
nC5 2,447 0,02447 72,150 1,76551 39,36 0,04485545
C6 1,844 0,01844 86,177 1,58910 41,4 0,038384152
C7+ 2,983 0,02983 100,200 2,98897 42,92 0,069640401
C8 2,995 0,02995 114,231 3,42122 44,09 0,077596245
C10 18,208 0,18208 142,285 25,90725 45,79 0,565784075
C14 3,038 0,03038 198,394 6,02721 47,815 0,126052697
CO2 39,73 0,39730 44,010 17,48517 51,016 0,342739003
H2S 0 0,00000 34,080 0,00000 - 0,0001
Total = 100 Total = 66,24079 Total = 1,355566565
2682,44012827562,1
83615,44
32 CSH
Mtodo Grafico. Standing y Katz 1942.
DENSIDAD PSEUDOLIQUIDA DE SISTEMAS HIDROCARBUROS.
Paso 1. Se determina la densidad del H2S y C3+.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
DENSIDAD PSEUDOLIQUIDA DE SISTEMAS HIDROCARBUROS.
Mtodo Grafico. Standing y Katz 1942.
n
iiiNN
NNCCCNCN
PMXPMX
PMXPMXW
222
22222222
**
***100%
2490,140327,45
71202,56% 2222 CNCNW
Valor = 44
22
222
2
22
22222
222
***
***
CN
n
iiiNN
CO
COCO
n
iiiNNCOCO
CNCO
PMXPMXPMX
PMXPMXPMX
7493,45374631,1
88844,62222 CNCO
Paso 2. Se determina el % W del N2 + C2 y compuestos mas pesados.
Paso 3. Con la densidad del H2S y C3+ y % W del N2 + C2 , se determina la
densidad de la fraccin (C2 + y N2)+, mediante la grafica 23-14.
Paso 4. Se determina la densidad CO2 y N2 + C2, en caso de no haber CO2 se
va al paso 5.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
DENSIDAD PSEUDOLIQUIDA DE SISTEMAS HIDROCARBUROS.
Mtodo Grafico. Standing y Katz 1942.
n
iiiSHSHNNCOCO
CCSistemaC
PMXPMXPMXPMX
PMXW
1222222
111
****
**100%
0608,524079,66
234528,335% 1 SistemaCW
Valor = 42,9
Correccion Presion, Densidad = 43,6 Grafica = 0,7
Correccion por Temperatura. Densidad = 41,8 Grafica = 1,8
* Existe un mtodo numrico (Standing 1977) en el libro deTarek Amed pag. 144.
Paso 5. Se determina el %WC1 en el sistema.
Paso 6. Con la densidad del (C3 + y H2S +) y %WC1 , en grafica se interceptan y
se obtiene la densidad liquidad de hidrocarburo.
Paso 7. El valor obtenido de densidad se corrige a cualquier presin y
temperatura mediante las graficas 23-15 y 23-17 respectivamente.
Paso 8. atemperaturpresionidealgasgas _
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
ENTALPIA DE LOS GASES. (gpsa 2004, pag. 24-2)
La entalpa de los componentes puros estn tabuladas. Debido las propiedades pseudocriticas de
la mezcla de gases se requiere de la entalpa de dicha mezcla, la cual puede ser obtenida
mediante el promedio de la fraccin molar o peso, con su respectiva fraccin molar o peso de la
entalpa.
'0/)(/)( TscRHHwTscRHHRTcHH ooo
lo TscRHH /)
HHHH oo
0/) TscRHH o
H0 , es la entalpa ideal, mientras que;
Fig. 24-6. Correccin de entalpa por ajuste de presin de un fluido
Fig. 24-7.Correccin por desviacin de fluido
La entalpa de las sustancia pura se puede obtener en la fig. 24-3 y 24-4 en anexos.
PmHH
PmHyiHyiHH
o
i
o
i
o
m
o
*
***Mezcla
wiyiwm *
El factor acentrico de la mezcla de gas,
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
ENTALPIA DE LOS GASES. (gpsa 2004, pag. 24-2)
R=1.986 BTU / lbmol R
Se requiere conocer las propiedades reducidas de la mezcla de gas a estudio.
Si la mezcla de gas esta en dos fases se debe obtener una entalpa para la fase liquida y vapor, y
con la ecuacin que se muestra obtener la entalpa de la mezcla;
VHLHH VaporLiquido
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
DENSIDAD PSEUDOLIQUIDA DE SISTEMAS HIDROCARBUROS.
Mtodo Grafico. Standing y Katz 1942.
'0/)(/)( TscRHHwTscRHHRTcHH ooo
100,1/)lo TscRHH
HHHH oo
600,2/)0
TscRHH o
En fig. 24-3 y 24-4 se obtiene,
Presin = 2500 psia
Temperatura = 100 F
Componente Zi (%) Zi (n) MWi Pc Tc w Psc Tsc H (tabla) Ho
m
C1 75,6 0,5641791 16,043 667 343,01 0,0104 376,307463 193,519075 280 2534,3151
C2 18 0,13432836 30,07 707,8 549,74 0,0979 95,0776119 73,8456716 180 727,065672
C3 9,8 0,07313433 44,097 615 665,59 0,1522 44,9776119 48,6774776 156 503,100699
i-C4 5,2 0,03880597 58,123 527,9 734,08 0,1852 20,4856716 28,4866866 150 338,32791
H2S 25,4 0,18955224 34,08 1300 672,4 0,0948 246,41791 127,454925 125 807,492537
Total = 134 1 Totales = 783,266269 471,983836 4910,30192
Propiedades
Psc = 783,2663 Psr = 3,19176262
Tsc = 471,9838 Tsr = 1,18648131
w mezcla = 0,0553 H Ideal = 4910,3019
16,24941,105530,06,298,471986,1HH o
lbmolbtuH /14,241616,249430,4910
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
ENTALPIA DE LOS GASES. (gpsa 2004, pag. 24-2)
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
VISCOSIDAD DEL GAS NATURAL.
Standing Katz (1977), plante una expresin matemticamente conveniente para el
clculo de la viscosidad del gas natural a presin atmosfrica y a temperatura del
pozo, al igual que las correcciones en ecuaciones para describir los efectos de N2,
CO2 y H2S, la relacin propuesta fue:
33
22 )10(59.9log)10(48.8)( gyNN
33
22 )10(24.6log)10(08.9)( gyCOCO
33
22 )10(73.3log)10(49.8)( gSyHSH
SHCONuncorred 2)(2)(2)()1(1
glog36.15(10)
38.188(10)460Tg*62.062(10)51.709(10))uncorred1(
Donde,
YN2, YCO2, YH2S = fraccin molar de estos componentes en la mezcla.
T= Temperatura del sistema, R
U1 = Viscosidad del gas a presin atmosfrica y temperatura de reservorio
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
Dean y Stiel (1965) plantearon la siguiente correlacin matemtica para el clculo de
la viscosidad de un gas a presin atmosfrica y una temperatura de reservorio
(yacimiento).
)5.1(,)(
*)10(349/8
Pr5
1 Tsrm
T
)5.1(,)0932.01338.0(*)10(8.166 9/5Pr
5
1 Tsrm
T
m
rEXPrEXPg
))(111.1(*439.1*)10(8.101
888.15
TrZr
*
Pr27,0
);( PsrTrsZ
Donde m es el parmetro de viscosidad la mezcla de gas definido por:
VISCOSIDAD DEL GAS NATURAL.
Densidad reducida del gas
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
Mtodo Lee-Gonzalez-Eakin (1966), presento una relacin semi emprica para
calcular la viscosidad del gas natural. Esta relacin expresa la viscosidad del
gas en trminos de temperatura del reservorio, densidad y peso molecular del
gas. Los autores sealan que este mtodo no puede ser usado en gases
cidos.
TrZr
*
Pr27,0
Donde
VISCOSIDAD DEL GAS NATURAL.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
VISCOSIDAD DEL GAS NATURAL.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
VISCOSIDAD DEL GAS NATURAL.
Ejercicio Propuesto. Encontrar la densidad pseudoliquida y viscosidad de la siguiente
mezcla de gas
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
Presin de Convergencia
La presin de convergencia, PK puede definirse como la presin al cual todos los
valores de K aparentemente convergen a la unidad (1,0) a la temperatura del
sistema. En otras palabras, es la presin para un sistema a una temperatura dada,
cuando ya no es posible la separacin del vapor y lquido, los valores de Ki
realmente son continuos y convergen en el valor unitario (1,0), solo cuando la
temperatura del sistema es la temperatura crtica, la presin de convergencia es
igual a la presin critica.
CORRELACION RZASA
a1 = 6124.3049
a2 = -2753.2538
a3 = 415.42049
Donde;
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
Presin de Convergencia
CORRELACION WHITSON Y TORP
MTODO DE ORGANICK HOLLINGSWORTH
a) Se hace un clculo de fases a la presin y temperatura a la cual se desean las
constantes de equilibrio, usando una presin de convergencia aproximada.
b) La fase liquida se divide en dos partes: Parte I, componente mas liviano
(generalmente metano) que debe estar presente, mnimo en un 0.1% por mol y
parte II, los dems componentes.
c) Se calcula una temperatura critica de la parte II, en F, por la formula
n
i
ii
n
i
iCii
CII
MX
MTX
T
2
2
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
MTODO DE ORGANICK HOLLINGSWORTH
d) Se calcula la presin de convergencia, PK en psia, con:
log(PK) = A + B*T + C*T2+ E / T.
Donde, T= F, es la temperatura del sistema y los valores A, B, C, D y E estn dados
por:
A = a1+( a2*TCII )+ (a3* TCII
2 ) + (a4 TCII 3)
B = b1+( b2*TCII )+ (b3* TCII 2 ) + (b4 TCII
3)
C = c1+( c2*TCII )+ (c3* TCII 2 ) + (c4 TCII
3)
E = e1+( e2*TCII )+ (e3* TCII 2 ) + (e4 TCII
3)
Las constantes
a1 = 1.797064 c1 = -5.2867215x10-5
a2 = 2.1987547x10-3 c2 = 1.2446502 x10-7
a3 = 1.6185399 x10-6 c3 = -5.3578971 x10-11
a4 = -1.188797 x10-9 c4 = -2.7626487 x10-14
b1 = 9.3317175 x10-3 e1 = 38.234458 x10-5
b2 = 3.9836405 x10-6 e2 = -5.0398134 x10-2
b3 = -5.5610874 x10--8 e3 = - 1.8534164 x10-5
b4 = 4.5029573 x10-11 e4 = 3.2528255 x10-8
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
MTODO DE ORGANICK HOLLINGSWORTH
e) Si la presin de convergencia del paso anterior se corresponde satisfactoriamente
con el valor supuesto, se ha obtenido el valor correcto de PK. De lo contrario se
supone un nuevo valor de PK y se repiten los clculos descritos, pasos (a) a (e).
CONSTANTE DE EQUILIBRIO CON BASE A ECUACIONES DE ESTADO.
CORRELACIN DE WILSON.
CORRELACIN DE CANFIELD.
Desarrollo una correlacin para uso en computadoras con base en las curvas de
constantes de equilibrios para hidrocarburo del GPSA, tal correlacin es la
siguiente:
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
Donde:
Ki= Constante de equilibrio del componente i a P y T
Pi = P/Pk, presin a la que se desea Ki (temperatura del sistema, en lpca dividida, por
la presin de convergencia del sistema, en lpca.
Tr ( ) = T / Tc ( i ). Temperatura a la que se desea Ki (Temperatura del sistema) en
R, dividida por la temperatura critica del componente i en R.
Zci = Factor de compresibilidad critico del componente i.
CORRELACIN DE CANFIELD.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
Presion = 1400 psia
Temperatura = 250 F
710 R
Componente Zi (%) MWi g
CO2 0,0000 44,01
N2 0,0000 28,0134
C1 66,9811 16,043
C2 9,6000 30,07
C3 7,3300 44,097
i-C4 3,0000 58,123
n-C4 0,0000 58,123
i-C5 0,0000 72,15
n-C5 0,0000 72,15
C6 0,0000 86,177
C7+ 13,0889 210 0,889
H2S 0,0000
Total = 100
Metodo de Rzasa.
Pk = - 2381,8542 + 46,341487 [MW * g]C7+ + ai [ (MW * g)C7+ / (T - 460) ] i
donde a1 = 6124,3049
i = 1 a 3, a2 = -2753,2538
a3 = 415,42049
Pk 9480,6646
Presion de Convergencia.
Metodo de Whitson y Torp
Pk = 60*Mw C7+ - 4200
Pk 8400
Ejercicio resuelto. Presin de Convergencia
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
Ejercicio resuelto. Presin de Convergencia Presion = 1400 psia Pk = 9480,66459
Temperatura = 250 F Pr = 0,14766897
710 R
Componente Zi (%) MWi g Pc Tc w Psc Tsc Zci
CO2 0 44,01 1069,5 227,18 0,2667 0 0 0,274
N2 0 44,01 492,8 547,4 0,0372 0 0 0,29
C1 66,9811321 16,043 667 343,01 0,0104 446,764151 229,751981 0,288
C2 9,6 30,07 707,8 549,74 0,0979 67,9488 52,77504 0,285
C3 7,33 44,097 615 665,59 0,1522 45,0795 48,787747 0,281
i-C4 3 58,123 527,9 734,08 0,1852 15,837 22,0224 0,283
n-C4 0 58,123 548,8 765,18 0,1995 0 0 0,274
i-C5 0 72,15 490,4 828,63 0,2286 0 0 0,27
n-C5 0 72,15 488,1 845,37 0,2514 0 0 0,263
C6 0 86,177 439,5 911,47 0,299 0 0 0,264
C7+ 13,0888679 210 0,889 261,20642 1342,47037 0,51265899 34,1889633 175,714173 0,263
H2S 0 34,08 1300 672,4 0,0948 0 0 0,284
Total = 100 Totales = 609,818414 529,051341
Componente Ki (wilson) Ai Tr i Bi Ki canfield
CO2 77,9753182 1,088560667 3,125275112 0,1201561 14,9693175
N2 1,26040147 0,94347563 1,297040555 -1,96230213 1,14471011
C1 7,87044483 0,960621619 2,069910498 -0,6185625 3,79438701
C2 1,91306503 0,986870768 1,291519627 -1,97806928 1,03953633
C3 0,64688088 1,022859272 1,066722757 -2,77194886 0,45575913
i-C4 0,30386352 1,004723643 0,967197036 -3,25482009 0,30608034
n-C4 0,23761548 1,088560667 0,927886249 -3,47776953 0,18940804
i-C5 0,11632586 1,12765947 0,856835982 -3,94030841 0,10379306
n-C5 0,09681444 1,198803887 0,839868933 -4,06414034 0,06974882
C6 0,04336952 1,188428333 0,778961458 -4,56089086 0,04273423
C7+ 0,00013437 1,198803887 0,528875733 -8,16503842 0,0009618
H2S 1,26773855 0,995761861 1,055919096 -2,81948246 0,46860314
-
FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
FORMULAS PARA EL CLCULO DE FASES:
Tambin se denomina clculos de equilibrio o de
vaporizacin instantnea. Se refiere al cmputo de la
comprensin de las fases y gaseosa en que se divide un
sistema de hidrocarburos (puede contener ciertas
impurezas) a determinada presin y temperatura. Se
supone que a estas condiciones existe equilibrio entre el
vapor (gas) y el lquido.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
Z i F = Moles del componente i en el sistema
Z = Fraccin molar del componente i en el
sistema.
F = moles totales en el sistema
X i L= Moles del componente i en el lquido
X = Fraccin molar del componente i en el lquido
L = moles de lquido
Y i V = Moles del componente i en el vapor
Y i = Fraccin Molar del componente i en el vapor (gas)
V= Moles de vapor
CLCULO DE FASES:
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
Balance de materiales (Moles)
Reemplazando esta Ecuacin:
Donde:
Definicin de constante de equilibrio
Yi = (Ki) (Xi)
Trabajando con un mol del sistema, F = 1 luego L + V = 1,0
Ecuacin 1.
CLCULO DE FASES:
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
Ecuacin 2.
Estas ecuaciones son base para el clculo de fases, es decir, calcular la composicin
del lquido y vapor que consiste en equilibrio a una presin y temperatura dadas.
Mtodo de Newton Raphson. A travs de las ecuaciones
Derivando la ecuacin
A travs de las ecuaciones
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
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MTODO DE RACHFORD Y RICE
1. Se supone siempre V = para el primer tanteo y se calcula f (v)
2. Se prueba si el valor de f (v) est cerca a cero dentro de la exactitud fijada,
generalmente
3. Si no est dentro de la exactitud fijada, se ve si el valor es positivo o negativo. Si es
positivo, se incrementa V y se es negativo se disminuye V y se repite el paso.
4. El aumento o disminucin se realiza de manera fija, tomando la mitad del
incremento o disminucin del paso anterior. Por lo que el aumento o disminucin en
una iteracin J, cualquiera seria , donde J es entero que se inicia en 2 y se incrementa
a la unidad.
5. Una vez que se obtenga el V para el cual f (v) este dentro de la exactitud fijada, se
calcula la composicin del liquido y la composicin del gas.
Mediante la siguiente ecuacin
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
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Ejercicio resuelto. Constante de Equilibrio.
Presion = 1400 psia
Temperatura = 250 F Por funcion Objetivo.
710 R Comprobacion
Pk = 9480,66459 Vapor = 0,805305176
Liquido = 0,194694824
Componente Zi (%) MWi g ki wilson yi =Ki x Zi xi = Zi / Ki x y
CO2 0 28,0134 77,97531822 0 0 0 0
N2 0 44,01 1,260401474 0 0 0 0
C1 66,9811321 16,043 7,870444831 5,27171305 0,085104633 0,102530436 0,806960138
C2 9,6 30,07 1,913065029 0,18365424 0,050181253 0,055321974 0,105834534
C3 7,33 44,097 0,646880879 0,04741637 0,11331298 0,10242704 0,066258093
i-C4 3 58,123 0,303863524 0,00911591 0,098728533 0,068275279 0,020746367
n-C4 0 58,123 0,237615477 0 0 0 0
i-C5 0 72,15 0,116325862 0 0 0 0
n-C5 0 72,15 0,096814443 0 0 0 0
C6 0 86,177 0,043369515 0 0 0 0
C7+ 13,0888679 210 0,889 0,000134373 1,7588E-05 974,0717897 0,67190267 9,02854E-05
H2S 0 1,26773855 0 0 0 0
Total = 100 5,51191715 974,4191171 1,000457398 0,999889417
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
Ejercicio resuelto. Calculo de fases Newton Raphson Iteracion 1 1 2 2 3 3
V V = 0,7 V = 0,834245944 V = 0,808776074
Componente Zi Ki F( v ) F'( v ) F( v ) F'( v ) F( v ) F'( v )
CO2 0 77,97531822 0 0 0 0 0 0
N2 0 1,260401474 0 0 0 0 0 0
C1 0,66981132 7,870444831 0,79215959 0,936856093 0,6836226 0,697718658 0,701867683 0,735458224
C2 0,096 1,913065029 0,05347557 0,029787882 0,0497549 0,02578698 0,050420477 0,026481506
C3 0,0733 0,646880879 -0,03438239 0,016127537 -0,03669294 0,018367963 -0,036230998 0,017908393
i-C4 0,03 0,303863524 -0,0407332 0,055306456 -0,04981287 0,082710736 -0,047791716 0,076134936
n-C4 0 0,237615477 0 0 0 0 0 0
i-C5 0 0,116325862 0 0 0 0 0 0
n-C5 0 0,096814443 0 0 0 0 0 0
C6 0 0,043369515 0 0 0 0 0 0
C7+ 0,13088868 0,000134373 -0,43610024 1,453016553 -0,78901625 4,756306191 -0,683997861 3,574434987
H2S 0 1,26773855 0 0 0 0 0 0
Total = 1 0,33441934 2,491094522 -0,14214456 5,580890529 -0,015732414 4,430418046
Vn = 0,834245944 Vn = 0,808776074 Vn = 0,805225074
Iteracion 4 4 5 5 V = 0,805173288
V V = 0,805225074 V = 0,805173298 L = 0,194826712
Componente Zi Ki F( v ) F'( v ) F( v ) F'( v ) X L
CO2 0 77,97531822 0 0 0 0 0 0
N2 0 1,260401474 0 0 0 0 0 0
C1 0,66981132 7,870444831 0,70448905 0,740962126 0,70452742 0,741042833 0,102544659 0,807072082
C2 0,096 1,913065029 0,05051469 0,02658056 0,05051607 0,026582009 0,055325813 0,105841879
C3 0,0733 0,646880879 -0,03616752 0,017845693 -0,03616659 0,017844781 0,102420374 0,066253782
i-C4 0,03 0,303863524 -0,04752288 0,075280808 -0,04751898 0,075268461 0,068261016 0,020742033
n-C4 0 0,237615477 0 0 0 0 0 0
i-C5 0 0,116325862 0 0 0 0 0 0
n-C5 0 0,096814443 0 0 0 0 0 0
C6 0 0,043369515 0 0 0 0 0 0
C7+ 0,13088868 0,000134373 -0,67153629 3,445378097 -0,67135795 3,443548358 0,671448137 9,02243E-05
H2S 0 1,26773855 0 0 0 0 0 0
Total = 1 -0,00022295 4,306047284 -4,5591E-08 4,304286442 1 1
Vn = 0,805173298 Vn = 0,805173288
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
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FUNDAMENTOS DEL GAS NATURAL EN LOS PROCESOS DE LA INDUSTRIA PETROLERA
DENSIDAD PSEUDOLIQUIDA DE SISTEMAS HIDROCARBUROS.
Metodo de Rice.
Iteracion 1 2 3 4 V = 0,5625
V 0,5 0,75 0,625 0,5625 L = 0,4375
Componente Zi Ki F( v ) F( v ) F( v ) F( v ) X L
CO2 0 77,97531822 0 0 0 0 0 0
N2 0 1,260401474 0 0 0 0 0 0
C1 0,66981132 7,870444831 1,03758082 0,747932092 0,86926282 0,945993066 0,137690221 1,083683287
C2 0,096 1,913065029 0,06018008 0,052026535 0,05580707 0,057911136 0,063424986 0,121336122
C3 0,0733 0,646880879 -0,03143352 -0,035208129 -0,03321393 -0,032299207 0,091468304 0,059169097
i-C4 0,03 0,303863524 -0,03203417 -0,043699932 -0,03696858 -0,034324945 0,049307782 0,014982836
n-C4 0 0,237615477 0 0 0 0 0 0
i-C5 0 0,116325862 0 0 0 0 0 0
n-C5 0 0,096814443 0 0 0 0 0 0
C6 0 0,043369515 0 0 0 0 0 0
C7+ 0,13088868 0,000134373 -0,26170702 -0,523273424 -0,34891144 -0,299082252 0,299122446 4,01939E-05
H2S 0 1,26773855 0 0 0 0 0 0
Total = 1 0,77258619 0,197777142 0,50597594 0,638197798 0,641013739 1,279211537
Ejercicio resuelto. Mtodo de Rice
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Presion = 800 psia Calculo de FasesTemperatura = 300 F
760 R
Pk =
Componente Zi (%) MWi g Pc Tc w Psc Tsc Zci
C1 66,9811321 16,043 667 343,01 0,0104 446,7641509 229,7519811 0,288
C2 9,6 30,07 707,8 549,74 0,0979 67,9488 52,77504 0,285
C3 7,33 44,097 615 665,59 0,1522 45,0795 48,787747 0,281
i-C4 3 58,123 527,9 734,08 0,1852 15,837 22,0224 0,283
C7+ 13,0888679 130 0,724 444,3509825 1175,29345 0,45352886 58,16051322 153,832608 0,263
Total
Componente ki wilson yi =Ki x Zi xi = Zi / Ki
C1
C2
C3
i-C4
C7+
Total =
Metodo de Newton.
Iteracion 1 1 2 2 3 3 4 4 V =
V V = 0,8 V = V = V = L =
Componente F( v ) F'( v ) F( v ) F'( v ) F( v ) F'( v ) F( v ) F'( v ) X L
C1
C2
C3
i-C4
C7+
Total =
Vn = Vn = Vn = Vn =
PRESION DE CONVERGENCIA, CONSTANTE DE EQUILIBRIO Y FASES
DEL GAS NATURAL.
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REFERENCIAS BIBLIOGRAFICAS
CAMPBELL, John (1994). Gas Conditioning and Processing: The Basic Principles. Vol 1.
Campbell Petroleum Series Edition.: Okalhoma, USA.
GAS PROCESSORS SUPPLIERS ASSOCIATION. (2004). Engineering Data Book. Tulsa,
Oklahoma
LUDWIG, Ernest. (1964). Applied Process Design for Chemical and Petrochemical
Plants. Gulf Publishing Co.
MARTNEZ, Marcas y PREZ PALACIOS, Ramiro. (1966). Comportamiento de
Gases y Comportamiento de Fases. LUZ: Maracaibo
Tarek Ahmed. Hidrocarbon Phase Behavior. Contribution in Petroleum Geology and
Engineering. Volume 7. Series editor: George V. Chillingar, University of Southern
California. Gulf Publishing company. Copyright 1989.
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