Ingeniería en Termofluidos Informe
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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.
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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
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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.
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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.
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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
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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
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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)
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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)
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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.
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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.
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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.
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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.
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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]
Intercambiador de calor carcasa y tubos 2
Intercambio de calor 144,9 [MW]
Coeficiente global de intercambio 577,4 [W/(m^2*K)]
rea de intercambio 56.395 [m^2]
Delta T log 6,2 [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 2.666 [kg/s]
Paso de tubos por carcasa 4
Arreglo de tubos Triangular
Largo de tubos 52 [m]
Cantidad de tubos 18.141
Largo de intercambiador 13,0 [m]
Dimetro de carcasa 3,7 [m]
-
25
Intercambiador de calor carcasa y tubos 3
Intercambio de calor 52,5 [MW]
Coeficiente global de intercambio 612,0 [W/(m^2*K)]
rea de intercambio 2.126 [m^2]
Delta T log 40,4 [K]
Flujo tubos MR baja
Flujo carcasa Agua de mar
Dimetro exterior tubos 0,75 [in]
Dimetro interior tubos 0,584 [in]
Flujo msico tubos 293 [kg/s]
Flujo msico carcasa 2.512 [kg/s]
Paso de tubos por carcasa 1
Arreglo de tubos Triangular
Largo de tubos 5 [m]
Cantidad de tubos 7.114
Largo de intercambiador 5,0 [m]
Dimetro de carcasa 2,9 [m]
Intercambiador de calor carcasa y tubos 4
Intercambio de calor 10,5 [MW]
Coeficiente global de intercambio 601,8 [W/(m^2*K)]
rea de intercambio 6.008 [m^2]
Delta T log 2,9 [K]
Flujo tubos MR baja
Flujo carcasa Agua de mar
Dimetro exterior tubos 0,75 [in]
Dimetro interior tubos 0,584 [in]
Flujo msico tubos 294 [kg/s]
Flujo msico carcasa 168 [kg/s]
Paso de tubos por carcasa 4
Arreglo de tubos Triangular
Largo de tubos 18 [m]
Cantidad de tubos 5.583
Largo de intercambiador 4,5 [m]
Dimetro de carcasa 2,0 [m]
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26
Intercambiador de calor carcasa y tubos 5
Intercambio de calor 25,4 [MW]
Coeficiente global de intercambio 152,0 [W/(m^2*K)]
rea de intercambio 27.130 [m^2]
Delta T log 6,2 [K]
Flujo tubos Gas Natural
Flujo carcasa MR alta
Dimetro exterior tubos 0,75 [in]
Dimetro interior tubos 0,584 [in]
Flujo msico tubos 145 [kg/s]
Flujo msico carcasa 56 [kg/s]
Paso de tubos por carcasa 4
Arreglo de tubos Triangular
Largo de tubos 52 [m]
Cantidad de tubos 8.728
Largo de intercambiador 13,0 [m]
Dimetro de carcasa 2,5 [m]
Intercambiador de calor carcasa y tubos 6
Intercambio de calor 91,0 [MW]
Coeficiente global de intercambio 189,9 [W/(m^2*K)]
rea de intercambio 165.990 [m^2]
Delta T log 2,9 [K]
Flujo tubos Gas Natural
Flujo carcasa MR baja
Dimetro exterior tubos 0,75 [in]
Dimetro interior tubos 0,584 [in]
Flujo msico tubos 145 [kg/s]
Flujo msico carcasa 147 [kg/s]
Paso de tubos por carcasa 4
Arreglo de tubos Triangular
Largo de tubos 120 [m]
Cantidad de tubos 23.141
Largo de intercambiador 30,0 [m]
Dimetro de carcasa 4,1 [m]
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27
Intercambiador de calor carcasa y tubos 7
Intercambio de calor 76,4 [MW]
Coeficiente global de intercambio 265,6 [W/(m^2*K)]
rea de intercambio 19.784 [m^2]
Delta T log 14,5 [K]
Flujo tubos MR alta
Flujo carcasa MR alta
Dimetro exterior tubos 0,75 [in]
Dimetro interior tubos 0,584 [in]
Flujo msico tubos 506 [kg/s]
Flujo msico carcasa 168 [kg/s]
Paso de tubos por carcasa 4
Arreglo de tubos Triangular
Largo de tubos 32 [m]
Cantidad de tubos 10.343
Largo de intercambiador 8,0 [m]
Dimetro de carcasa 2,8 [m]
Intercambiador de calor carcasa y tubos 8
Intercambio de calor 129,2 [MW]
Coeficiente global de intercambio 278,3 [W/(m^2*K)]
rea de intercambio 19.880 [m^2]
Delta T log 23,4 [K]
Flujo tubos MR baja
Flujo carcasa MR alta
Dimetro exterior tubos 0,75 [in]
Dimetro interior tubos 0,584 [in]
Flujo msico tubos 294 [kg/s]
Flujo msico carcasa 283 [kg/s]
Paso de tubos por carcasa 4
Arreglo de tubos Triangular
Largo de tubos 36 [m]
Cantidad de tubos 9.238
Largo de intercambiador 9,0 [m]
Dimetro de carcasa 2,6 [m]
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28
Intercambiador de calor carcasa y tubos 9
Intercambio de calor 120,1 [MW]
Coeficiente global de intercambio 189,3 [W/(m^2*K)]
rea de intercambio 91.234 [m^2]
Delta T log 7,0 [K]
Flujo tubos MR baja
Flujo carcasa MR baja
Dimetro exterior tubos 0,75 [in]
Dimetro interior tubos 0,584 [in]
Flujo msico tubos 294 [kg/s]
Flujo msico carcasa 147 [kg/s]
Paso de tubos por carcasa 4
Arreglo de tubos Triangular
Largo de tubos 100 [m]
Cantidad de tubos 15.263
Largo de intercambiador 25,0 [m]
Dimetro de carcasa 3,4 [m]
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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.
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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 2 $ 11.780.178
Intercambiador 3 $ 484.366
Intercambiador 4 $ 1.171.226
Intercambiador 5 $ 5.601.464
Intercambiador 6 $ 38.269.534
Intercambiador 7 $ 3.929.933
Intercambiador 8 $ 4.175.268
Intercambiador 9 $ 19.650.702
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
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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.
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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.
International Energy Agency.
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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