En este previo del mes discutiremos como el cómputo y análisis incorrecto de desperfectos en el proceso puede afectar a la seguridad del proceso. Son muchos los aspectos en el diseño ingenieril de las facilidades y seguridad del proceso que deben considerarse cuando se diseña una facilidad nueva o se solventan problemas operacionales de una existente. Durante estas instancias de programación y presupuestos restringidos, puede ser más dificultoso asegurar que todos los entregables de un proyecto reciban la apropiada revisión y documentación. Los errores en el diseño Ingenieril y operaciones de los siguientes sistemas pueden resultar en serias incidencias de seguridad, que deben ser evitadas. Control de calidad, capacitación técnica, revisión de cómputos, y verificación de los métodos pueden apoyar la reducción en los riesgos de seguridad en estos sistemas, Este previo del mes se dedicará en los Sistemas de Alivio de Presión.

Sistemas de Alivio de Presión

Un sistema primario en las facilidades de petroleo y gas que requiere atención cuidadosa es la de Alivio de Presión. Los componentes mas comunes en los sistemas de alivio de presión aguas arriba son:

• Equipo Protegido
• Válvulas de Cierre de Emergencia
• Válvulas de Despresurización
• Válvulas de Seguridad de Presión ( VSP/PSV)
• Válvulas de Seguridad de Presión de Caños de Entrada y Descarga
• Cabezal de Antorcha ( Mechurrio)
• Recipiente de Seguridad de Antorcha
• Cañon/Punta de Antorcha

El propósito primordial del sistema de alivio de presión es para asegurar que el personal y equipo de las operaciones sea protegidas de una condición de sobre presurización que suceden durante las perturbaciones en el proceso, fallas de energía primaria, y de incendios externos. En algunas instalaciones y facilidades, es práctica aceptada el venteo de las  válvulas de seguridad directas a la atmósfera, siempre y cuando el fluido de proceso se descarga a una velocidad suficiente par asegurar buena dispersión, y que el peso molecular del mismo sea menor que el del aire. En este PDM discutiremos los componentes del sistema de alivio de presión en el cual cómputos ingenieriles detallados deben ser completados para la apropiada selección e instalación.

Válvulas de Alivio de Presión

El propósito de la válvula de alivio de presión es de proteger el equipo y/o tuberías de una escenario de sobre presurización. Existen múltiples recomendaciones de prácticas en la Industria
que especifican el dimensionamiento, selección e instalación de las válvulas de de seguridad de presión. Muchas de éstas serán referenciadas en este PDM. Un estudio que fuera conducido por Berwanger , et. al. [1] determinó que solo el 65% de las válvulas de seguridad en las facilidades aguas arriba cumplían con los estándar existentes.  Requerimientos acertados de los requerimientos en válvulas de alivio de presión, análisis de escenarios y diseño de la instalación es crítico para asegurar la seguridad en el equipo y el personal operacional durante un evento de percance. El American Institute of Chemical Engineering encontró que aproximadamente el 30% de las pérdidas en la Industria de procesos se atribuyen parcialmente a las deficiencia en los sistemas de alivio de presión [2]. Si ocurre un percance en un sistema de proceso que no posee una válvula de alivio, o donde la misma es sub-diseñada, no instalada apropiadamente, existe un potencial para que el equipo no esté protegido, y podrá incurrir en una falla mecánica. Esto pudiese resultar en una pérdida significativa en la contención del fluido, y fatalidades potenciales dependiendo de los fluidos contenidos dentro del proceso.

El 4 de Marzo de 1998, sucedió una falla de proporciones mayores en la Facilidad Sonat Exploration , Pitkin Louisiana, La falla del resipiente, e incendio subsiguiente resultó en 4 fallecidos. Causa de este incidente fue una avería en un recipiente de baja presión, abierta a un gas de alta presión que no fuera previsto de componentes de alivio de presión [3].

En la determinación de los escenarios relevantes par una válvula de alivio de presión es esencial que el ingeniero efectuando la evaluación posee un sólido entendimiento del proceso y el diseño del control del proceso dentro de la facilidad. Si el Ingeniero líder conduce revisión de una planta existente, o trabaja en el diseño de una facilidad nueva, es esencial que éste revise todos los escenarios posibles de alivio que pudiesen ser requeridos. Si un escenario es obviado, existe la posibilidad que el sistema no quedará protegido, si éste escenario pase a ser el caso limitante. El ANSI/API Estandar 521 ISO 23251, 5ª Edición [5] especifica los requerimientos, y prevé los lineamientos para examinar los caso principales de sobre presión, determinación de las tasas de alivio individuales, y la selección y diseño de sistemas de despojo, incluyendo los detalles sobe los componentes específicos del sistema de despojo. Solo con la experiencia y capacitación pueden los Ingenieros desarrollar el nivel de competencia requerido para lograr estas evaluaciones acertadamente. La participación en los Resúmenes y Análisis de los Peligros en la Seguridad de Procesos promueve el desarrollo de las destrezas del Ingeniero para poder identificar y solventar los peligros potenciales en los procesos, y podrá aupar el desarrollo de las habilidades del Ingeniero principiante en el entendimiento de la evaluación de estos sistemas.

Los  API Recommended Practice 520, 7th Edition, Part 1 [4], and the International Organization for Standardization (ISO) Standards in the 4126 series ( no serán referenciados acá, y debe ser notado que estos solo aplican a los sistemas diseñados e instalados en Europa y los miembros de la Comunidad Europea), se dirigen a los métodos para determinar las dimensiones de las válvulas de seguridad para distintos escenarios de alivio, y proporcionan una guía en como seleccionar la válvula de alivio apropiada. Tanto el sobre diseño, así como el sub diseño de las válvulas pueden incurrir  fallas mecánicas, de manera que es esencial que este dimensionamiento y selección sean adecuados.

Si una facilidad se encuentra en proceso de solución de cuellos de botella, y se hayan modificado todas las válvulas de seguridad, estas deben de ser revisadas para asegurar su capacidad adecuada. Muchas facilidades no acatan la normativa de la  Occupational Safety and Health Administration (OSHA) Process Safety Management (PSM)   Standard 29 CFR 1910.119 [6]. Se recomienda acertadamente que se maneje un procedimiento de Gerencia de Cambio (MOC)
para asegurar que ninguna modificación ponga en riesgo la seguridad, o imponga un deterioro a la misma en los equipos existentes dentro de la facilidad. Válvulas de seguridad de presión dedicadas a todos los sistemas modificados deben ser verificadas para asegurar su manejo confiable los nuevos gastos requeridos, más las composiciones que resulten de la solución de los cuellos de botella  de la facilidad.

Adicionalmente es esencial que el personal de operaciones esten capacitados en el manejo apropiado de las valvulas de alivio. Han ocurrido instancias en donde el personal de operaciones y mantenimiento han incrementado la presión fijada ( set  pressure) en una válvula de alivio que trabajaba con frecuencia. Este aumento en la presión fijada resulta en una operación del recipiente a una presión mayor que  la máxima permisible fijada en la placa oficial, y pudiese resultar en una falla mecánica. Personal capacitado entenderá que la solución del problema es de corregir la condición de proceso que este causando la alta presión, y no incrementar el punto fijado ( set point)  en la válvula de alivio de presión.

Válvulas de seguridad de presión (PSV) en caños de alimentación y descarga.

Otra área que requiere atención cercana es la del diseño apropiado de los caños de entrada y descarga de las válvulas de seguridad. El documento API Recommended Practice 520, 5th Edition, Part 2 [7], and ANSI /  API Standard 521 [5]  proporciona las premisas y guia sobre la instalación y diseño de estos caños de alimentación y descarga para las válvulas de seguridad de presión.

Para las tuberías de entrada hacia las válvulas de seguridad de presión, la practica recomendada es la mantener las perdidas hidráulicas de entrada no mayores a un 3% de la presión fijada de la válvula de seguridad de presión, Esto se debe a que la válvula de alivio esta diseñada para cerrar a un 97% de la presión fijada. Una válvula de seguridad (PSV) sin gasto de alimentación detectara la misma presión que existe en el equipo protegido. Sin embargo, una vez abierta, la presión a la entrada del alivio seria la presión del equipo protegido, menos la perdida por fricción de la línea de entrada. Si esta excede el 3% la válvula cerraría, y vuelve a abrir un vez que el flujo cese. Esta inestabilidad ( chattering) puede destruir la válvula. El sobre dimensionamiento de la valvula también puede resultar en esta inestabilidad debido al mismo fenómeno. Existe un potencial de fracaso en las válvulas de seguridad de presión a causa de la inestabilidad prolongada  debido a la fatiga mecánica, y potencialmente la fatiga térmica.

Si el diseño de la gritería de entrada no se puede configurar para cumplir con estos requisitos, esto implica la implantación de una válvula de seguridad de con sistema acceso remoto. Esto no es lo preferible, dadas las condiciones potenciales para el taponamiento, o congelación de la línea de detección.

Típicamente, las válvulas de seguridad se montan directamente en el equipo a ser protegido. Se observara, sin embargo, que en plantas existentes este no es siempre el caso. Algunas válvulas de seguridad se podrán acoplar remotamente, con líneas extensas de entrada, y el criterio del 3% debe revisarse cuidadosamente. Aun en el diseño de plantas nuevas existirán instancias cuando el diseñador debe colocar la válvula de seguridad en condiciones remotas. Es importante siempre revisar las perdidas en la línea de entrada empleando los levantamientos isométricos de la grifería.

Un estudio conducido por Berwanger, et. Al. [1] encontró que el 16 % de todas las instalaciones de válvulas de seguridad (alivio) estaban fuera de aceptación con las normas y practicas de Ingeniería existentes como resultado de la instala0cion inapropiada. El 35.5% de estas estuvieron fuera de aceptación, debido a las perdidas excesivas en las líneas de entrada. La experiencia nos indica  que algunas plantas más viejas, la grifería de entrada y salida para las válvulas de seguridad se fija cónsono con  las dimensiones de entrada y salida de estas, y los cómputos para las caídas de presión no se efectuaron, y se aplicaron con premisas erróneas. Esto causo una vibración severa, y resulto una falla en una brida de 6”, perdiendo la contención de la corriente de procesos.

Para los sistemas de rango de 600 # y mas, el fabricante de la válvula pudiese recomendar una brida de entrada de 600 #, mientras que la de descarga represente rango de 300 #. Percátese que un rango típico de 150# en la descarga de una válvula de seguridad (alivio), no es siempre aceptable para los sistemas de mayor presión. La velocidad en la línea de salida no puede exceder nivel sónico, De esta manera, para los  sistemas de alta presión, el gasto a través de la válvula de alivio  pudiesen requerir una presión mayor que la de 150 # para mantener el flujo sónico. Es importante revisar la presión requerida para mantener el flujo sónico basado en la dimensión de la descarga de la válvula de seguridad. Si una brida de 300# es la requerida, esto implica la instalación de unas conexiones de 300# en la grifería, para poder aumentar el diámetro de la tubería hasta que la presión correspondiente a una de 150 # no se exceda. Para los sistemas mayores, se recomienda la aplicación de un compendio de cómputos ( software) de sistemas de antorcha, para predecir la contrapresión en la descarga de cada una de las válvulas de seguridad correspondientes a varios escenarios de alivio. Durante un incendio, varios alivios pueden abrir simultáneamente, y la contrapresión debe ser conocida en la descarga de cada una de las válvulas de seguridad, bajo estas circunstancias.

El diseño de los sistemas de entrada y descarga de una válvula de seguridad debe ser revisada para determinar que los caños puedan cumplir con las tensiones mecánicas y térmicas que se presentaran cuando estas estén en proceso de alivio. Las conexiones con roscas para las válvulas de seguridad de alta presión, o aquellas que se instalan cerca de focos de vibración no se recomiendan. Estas conexiones de roscas tienden a fallar  o desenroscarse a causa de las vibraciones, y/o las fuerzas incurridas durante el alivio.

El soporte de las líneas de entrada y descarga es esencial. Este soporte de grifería, y válvula son de mayor criticidad en válvulas de seguridad de de mayor dimensión, y aquellas que reflejan altas presiones fijadas ( set) que descargan a la atmósfera. Las fuerzas de reacción que pueden desprenderse de estas válvulas venteando a la atmósfera pueden ser significantes. Aun cuando la tubería de descarga no sea de longitud excesiva, el impulso interno causado por un codo de 90 grados cuando la línea de descarga gira hacia arriba puede ser excesivo. Lo mas probable es que el flujo seria de velocidad critica en el codo, y el venteo de descarga debe ser adecuadamente soportado para evitar la falla. Un incidente sucedió cuando fallo la tubería de entrada en una válvula de seguridad de 4×6 fijada a 1350 lpcm. Como resultado la válvula se convirtió en un proyectil. Afortunadamente no hubo heridos a causa de los escombros desprendidos al aire, y la línea de gas fue aislada antes de que la nube de vapor fuera encendida. Esta ¨casi – falla¨  fue lo mas probable el resultado de una soldadura inapropiada, y soportes inadecuados en la instalación de la válvula.

Las fuerzas de reacción en sistemas cerrados tienden  a ser menores, sin embargo en algunos casos éstos en los sistemas cerrados pueden ser significantes si ocurren precipitosas expansiones en los diámetros de los caños, o durante el las condiciones de flujo inestable dentro de la tubería. Diseño inadecuado d los soportes para las válvulas de seguridad, y su gritería asociada puede resultar en fallas mecánicas durante un evento de alivio.

Dieseño del Cabezal de la Antorcha

Si la válvula de seguridad descarga a un múltiple de antorcha, la presión sobre impuesta, y la contrapresion acumulada son criticas y pueden impactar la capacidad de alivio de la válvula si la contrapresion actual es mayor que la originalmente calculada o asumida. La máxima contrapresion a la cual puede funcionar una válvula de seguridad, depende del tipo de la misma. Un estudio conducido por Berwanger , et. Al. [1] , encontró que casi el 24 % de todas las válvulas de seguridad revisadas estaban fuera de la normativa de las aceptables practicas y estándar ingenieriles. 12% de estas estaban fuera de la normativa debido al alto deferencias de presión de descarga. Si la contrapresion acumulada es mayor a la máxima que pueda manejar la válvula, la presión aguas arriba aumentara mas allá de la presión fijada ( set) como resultado. Esta situación aumenta la posibilidad de una falla.

Un programa de simulación de arreglo de antorchas debe se implantado para calcular la contrapresion en sistemas mayores de alivio. Par la mayoría de las válvulas de seguridad, el gasto máximo que puede aceptar el orificio es mayor que el gasto establecido para el alivio. El gasto máximo debe aplicarse para calcular las perdidas en la línea de entrada y la contrapresión resultante. Válvulas piloto moduladas pudiesen ser aplicadas, si requerido, para controlar el gasto máximo que se requiere aliviar. En el diseño de un sistema de antorcha, distintos tipos de válvulas están disponibles como se detalla en el API %20, Part 1 [4]. Válvulas convencionales, de fuelle, y piloto son aplicadas típicamente. El fabricante de la válvula debe ser consultado para definir el gasto máximo, y condiciones de contrapresion para cada tipo de válvula. El diseño final de la antorcha no puede ser finalizada hasta que la válvulas de seguridad (alivio) hayan sido seleccionadas.

Dependiendo de los fluidos que están en proceso de alivio, y las presiones involucradas, es posible tener eventos de alivio, que requieran hierro inoxidable en el caño de descarga, cabezal de antorcha, depurador de la antorcha, y chimenea de la antorcha debido a las temperaturas criogénicas de alivio debido al efecto Joule – Thompson a través de la válvula de seguridad. Han ocurrido múltiples casos en donde los cabezales de antorcha de  hierro al carbón han fallado debido a la temperatura criogénica de alivio que fueran generadas durante los eventos de alivio. El fallo completo de un cabezal de antorcha, desvirtúa el propósito del Sistema  de alivio de Presión, y puede resultar en un evento catastrófico.

En el mercado de hoy dia, la recuperación de los LGN de una corriente de gas es muy común. Atención particular es requerida para el diseño de sistemas de alivio para los recipientes criogénicos. Lo mas seguro es que las válvulas de alivio se presión estarían operando con fluidos bi-fasicos ( a – 20 F y menor). La tubería aguas abajo a la válvula de seguridad de presión estaría expuesta a temperaturas muy frías, cuando operen las mismas. El método recomendado para el dimensionamiento de las válvulas de flujo bi – fasico es mediante las ecuaciones  DIERS.  El API 520 Part 1, Appendix D [4] resume esas ecuaciones y presenta un ejemplo del computo. El método computacional es extenso y tedioso pero se recomienda efectuar un computo manual, ante de aplicar las hojas de calculo formales establecidas. La hora dedicada a dicho ejercicio proveerá una visión valiosa hacia los parámetros claves utilizados en las ecuaciones, y servirán  como verificación de la hoja de cálculo.

No deben de haber espacios muertos en la tubería desde la descarga de la válvula de alivio hacia el depurador de la chimenea. Cualquier ¨bolsillo¨ o espacio muerto podría llenarse de líquidos lo cual resultaría en un aumento en a contrapresion durante los eventos de alivio, y descarga. También pueden generarse  altas tensiones  como resultado de las  reacciones en el cabezal de la antorcha, impulsando un tapón de fluido en dirección contraria en la chimenea de la antorcha. En el 1999, el cabezal de la antorcha de una refinería Tosco en California fue sobre presionada debido a una acumulación de liquido en un punto bajo de este cabezal. Esto resulto en un paro de la facilidad. No se reportaron ningunas bajas [9].

Depurador de Antorcha y la Punta de la Chimenea de la Antorcha

El dimensionamiento del depurador de antorcha y la misma antorcha es critico para la seguridad de la planta. Las antorchas de la Industria del Gas y Petróleo son diseñadas para destruir solo las corrientes de vapor, y requerir la instalación de un Depurador de Antorcha  para impedir que exista caída de una ¨lluvia¨ de  líquidos inflamables desde la punta de la antorcha. En la determinación del dimensionamiento, es importante  que se efectuara un estudio de Antorcha para determinar el peor de los escenarios para el Depurador, y capacidad de Chimenea, y para seleccionar el criterio adecuado de selección de separación para las dimensiones de las gotas que la selección de la punta de antorcha pueda adecuadamente eliminar. Los Estándar ANSI/API Standard 521 [5], proporciona una guía para el dimensionamiento, diseño, y selección de este equipo.

Un buen ejemplo de las consecuencias del flujo de líquidos provenientes de la Chimenea de Venteo fue la Texas City Refinery explosion of 2005. Este incidente catastrófico resulto en un disturbio de procesos en donde la cantidad de líquidos que se desplazaban al Depurador, sobrepasaron la capacidad del mismo, y fluyeron hacia la chimenea del venteo y a la atmósfera circundantes lo cual resulto en una explosión trágica [10]. Si una Antorcha hubiese sido instalada en la Refinería de Texas City, en vez del Venteo, las consecuencias del evento hubiesen sido reducidas. La fase de vapor de los hidrocarburos que originalmente fluían al venteo hubiesen sido consumidas en la punta de la Antorcha, y la nube de vapor que exploto hubiese sido prevenida. Líquidos fluyentes a la punta de una Antorcha sigue siendo una situación peligrosa, Si un Depurador fuese abnegado con los HC líquidos, lo amas probable es que la punta de la Antorcha estaría con ¨lluvia de fuego¨ , y no los Hidrocarburos líquidos.

Basado en el dimensionamiento de la chimenea, ANSI/API Estandar 521 [5], bosqueja los procedimientos para estimar el efecto de la radiación proveniente del fuego. Con el diseño especializado de hoy días para con las Chimeneas de Antorchas, la consulta con el fabricante de la misma se recomienda para la confirmación de la radiación.

Válvulas de Despresurizacion

En la Industria del Procesamiento del Gas, se ha establecido como estándar el bloqueo de la facilidad con unas válvulas de Cierre de Emergencia ( ESD), en vez de despresurizar la facilidad entera a la Antorcha. Una razón primordial para este criterio es que los incendios en base al gas natural no son iguales a los incendios causados por empozamiento de líquidos. La protección y mitigacion de los fuegos en base al gas requiere distintos métodos de protección que aquello causados por los líquidos, los cuales pueden se extinguidos con el agua contra fuegos, o mediante el uso de un sistema de espuma.  Es practica estándar de la Industria del Gas aislar la/s fuentes del gas hacia la facilidad, y evacuar todo el personal de la misma. Una vez que la fuente del fuego se puntualice, la alimentación del fuego se finaliza, y el mismo se extingue con rapidez por razón de fuente de abastecimiento.

En el caso donde una facilidad debe se despresurizada durante una condición de avería, atención muy esmerada debe dedicarse al diseño de las válvulas de despresurización, sus sincronizaciones, y capacidad de descarga de antorcha. Existe un potencial para sobrecargar la punta de antorcha, si esta no fue diseñada para los altos gastos de vaciado. En adición, las consideraciones para el tiempo requerido del vaciado, temperaturas resultantes en el cabezal de la antorcha, y los esquemas de control deben ser cuidadosamente atendidos. Estos sistemas pueden ser de alta complejidad debido a la naturaleza inestable del proceso y requieren procedimientos de diseño muy cuidadoso para asegurar un sistema de despresurización seguro.

Para capacitarse adicionalmnete sobre el dimensionamiento de las Válvulas de Seguridad de Presión (PSV), y diseño de la entrada y descarga de los caños de las PSV, inscríbase en nuestros Cursos sobre sistemas de tuberías Piping Systems – Mechanical Design and Specification – ME-41, Oil Production & Processing Facilities – PF-4, and Gas Conditioning and Processing – G-4.

By: Kindra Snow-McGregor
Senior Process Consultant and Instructor

Spanish Translation by:
Dr. Frank E. Ashford
Senior Consultant and Instructor

References:

1. Non-Conformance of Existing Pressure Relief Systems with Recommended Practices, A Statistical Analysis, Patrick C. Berwanger, PE, Robert A Kreder, and Wai-Shan Lee. Berwanger, Inc., 2002.
2. AIChE. Emergency Relief System (ERS) Design Using DIERS Technology. American Institute of Chemical Engineers, New York, NY, 1995.
3. U.S. Chemical Safety and Hazard Investigation Board, Investigation Report, Catastrophic Vessel Overpressurization, Report No. 1998-002-I-LA.
4. Sizing, Selection, and Installation of Pressure-Relief Devices in Refineries, Part 1 – Sizing and Selection, API Recommended Practice 520, 7th Edition, January 2000.
5. ANSI / API Standard 521, / ISO 23251, Pressure Relieving and Depressuring Systems, 5th Edition, January 2007.
6. Occupational Safety and Health Standards, Process Safety Management of Highly Hazardous Chemicals, 29-CFR-OSHA-1910.119, 57 FR 23060, June 1, 1992; 61 FR 9227, March 7, 1996.
7. Sizing, Selection, and Installation of Pressure-Relief Devices in Refineries, Part 2 – Installation, API Recommended Practice 520, 5th Edition, August 2003.
8. Poor Relief Valve Piping Design Results in Crude Unit Fire, Politz, FC., API Mid-year Refining Meeting, 14 May 1985, Vol / Issue 64.
9. Contra Costa County, California, USA Contra Costa Health Services, Major Accidents at Chemical / Refinery Plants, Copyright © 2000–2009.
10. U.S. Chemical Safety and Hazard Investigation Board, Investigation Report, Refinery Explosion and Fire, REPORT NO. 2005-04-I-TX, March 2007.

¿Es posible aupar la confiabilidad, sencillamente ampliando  o enfocándose en  la planificación, y previsión? Pienso que no. Recuerdo aquel dicho de antaño: ¿que apareció primero la gallina o el huevo? La mayoría de las personas, incluyendo el suscrito hasta hace pocos años hubiese acertado que para lograr resultados rápidamente, la planificación y  debido cronograma deben asumir el enfoque mayor.

Observen con cercanía la curva P-F (Probabilidad de Fracaso). Donde en la extensión de ésta detectó su PM/PdM (Mantenimiento Preventivo/Mantenimiento Predictivo) un fracaso o falla,  determina si en realidad un verdadero esquema sobre la planificación, y  correspondiente cronograma   pudiesen efectuarse. ¿Cuando uno se percata que un defecto ha sido introducido, y el fracaso es inminente, se encuentra esta situación demasiada cercana al   fracaso para poder implantar la verdadera planificación, y previsión con poca posibilidad de éxito?  La mejor manera para  asegurar que la planificación,  y previsión logren desenvolverse efectivamente, es implementar una estrategia de mantenimiento que identifique el comienzo de una falla de algún equipo, o como algunos identifican como un “defecto”, lo mas pronto posible, empleando algún tipo de Tecnología Predictiva. Revisen el gráfico en el fondo, y observen donde se ubicaría el mejor momento para planificar el trabajo.

¿Si le consume a una organización le toma 2 – 7 semanas para planificar algún trabajo, dependiendo de su madurez en el aspecto de la planificación, y otras 2 – 6 semanas para lograr el cronograma, dependiendo de las operaciones planificadas, pueden observar que no se logra el apoyo de un Plan de Mantenimiento Proactivo? Ud. apoya un Plan de Acercamiento – al – Fracaso, sin querer implantarlo.  La mayoría de las Empresas implementan sus enfoques, y esfuerzos en la planificación y  cronograma de acción, pero siguen sufriendo algo de frustración sobre esta acción.

Dejen de perder el tiempo con un programa de mantenimiento que es inefectivo, y manejen sus éxitos en la planificación y  cronograma  del mismo mejorando primero la identificación temprana de los defectos, y trabajen a través del Monitoreo Proactivo Condicional. Solo de esta manera la Planificación y Cronograma del mismo les permitirá cosechar las recompensas masivas.

By Ricky Smith, CMRP
Instructor/Consultant

Dr. Frank  E. Ashford
Traducción español

Generalmente, los compresores se pueden clasificar en dos categorías.

1. Desplazamiento positivo; este tipo de compresor incluye el reciprocante ( alternativo), rotativo de tornillo, veleta deslizante, anillo líquido, y lóbulo rotativo. El principio de compresión es el de desplazamiento  volumétrico – reducción del volumen del gas aumenta la presión.

1. Cinético o dinámico: Este tipo de compresor incluye los centrífugos, y axiales. El principio de la compresión se fija en la aceleración, y desaceleración del gas – la energía cinética se convierte en un aumento de presión.

Los compresores alternativos, y centrífugos son los mas populares en aplicaciones de E&P. Compresores rotativos de tornillo aumentan en su popularidad, en el servicio de aumento módico de presión, sistemas de refrigeración, y la compresión del gas combustible para las turbinas a gas. Detalles adicionales se podrán encontrar en la referencia [1].

Desde el punto de vista solo computacional, el cálculo de la potencia es particularmente sensible a las especificaciones del gasto, temperatura y presión de alimentación, y presión de descarga. La composición del gas es importante, sin embargo un pequeño error en este sentido es de menor importancia siempre y cuando no involucra la omisión errónea de los componentes corrosivos. Un compresor busca operar según el patrón variante de las variables que impacten su rendimiento. Las condiciones de mayor dificultad en el cómputo para un compresor radican en las especificaciones de los rangos razonables para las variables, y no el cómputo en si. Maddox y Lilly [2] enfatizan que el uso de valor único para cada variable no representa la manera correcta para la evaluación de un sistema de compresión.

Normalmente los cómputos termodinámicos se efectúan en sentido ideal (proceso reversible). Los resultados de este proceso reversible, subsiguientemente se adaptan a la realidad mediante el uso de una eficiencia. En el proceso de compresión son tres los patrones que se pueden visualizar: 1) el proceso isotérmico, 2) el proceso isentrópico, y 3) el proceso politrópico. Cualquiera de estos procesos puede usarse en forma conveniente como base para la evaluación de la potencia de compresión requerida por la vía manual, o mediante la aplicación de cálculos por computadora. El proceso isotérmico, sin embargo,   es escasamente aplicado ya que el proceso normal industrial de compresión no se aproxima, ni cercanamente, a temperatura constante.

Debido a limitaciones prácticas, la relación de presión por etapa se ubica con frecuencia entre 2 a 6. Para las aplicaciones con relaciones de mayor magnitud, se emplean compresores de múltiples etapas. La selección de la presión entre – etapa, es un decisión económica que se pude aproximar aplicando relaciones de compresión idénticas para cada etapa, pero con ciertos ajustes aplicados para minimizar la potencia total requerida.

Para poder estudiar el efecto del peso molecular del gas de alimentación en el proceso de compresión centrífuga, se ejecutaron varias simulaciones aplicando el HYSIS [3]. Las mezclas de gases con las composiciones indicadas en la Tabla 1, con pesos moleculares de rango entre 18.2 a 23.17, reflejando una densidad relativa (gravedad específica) desde 0.63 hasta  0.80, respectivamente fueron empleadas en este estudio. Las curvas características de los compresores centrífugos empleados en el estudio se muestran en las Figuras 1, y 2. Estas curvas de rendimiento fueron alimentadas a la configuración computacional (software), y aplicadas en forma continua para el curso de las simulaciones.

Caso 1: Efecto del Peso Molecular sobre el Gasto para un P fijado (velocidad constante)
Para una presión fija de 700 kPa, a 35°C, y 15000 RPM, la densidad relativa del gas  de alimentación fue variada entre 0.63 hasta 0.80 con incrementos de 0.05. Para mantener la presión de descarga, el gasto debe variar. Esencialmente fijamos P1 y P2 , y esperamos observar el efecto sobre el compresor de esta variación de gasto con pesos moleculares variantes. El arreglo mostrado en la Figura 3 fue aplicado para generar los resultados de la simulación. Estos resultados se muestran en la Figura 4, para relaciones de compresión entre 2.0 y 2.5. La EDE PR [4] fue aplicada para los cómputos de las propiedades termodinámicas.

La Figura 4 indica que mientras la densidad relativa aumenta, el gasto debe aumentar. Nótese que para el caso de una relación de compresión de 2.5, no se logró una convergencia para las densidades  relativas de 0.63, y 0.65 debido a que se había logrado el punto límite de inestabilidad en baja ( surge) . Para el mismo caso, la potencia requerida como función de la densidad relativa se muestra en la Figura 5. Como fue disminuido el gasto con merma de la densidad relativa, la potencia requerida se redujo.

Figure 3 – Computer set up for feed gas flow rate adjustment to maintain the outlet pressure
Figura 3 – Arreglo en la Computadora para el ajuste de gasto para matener la presión de descarga

Finalmente, la variación del cabezal politrópico como función del gasto actual se muestra en la Figura 6. Nótese que las densidades relativas se identifican en este diagrama par indicar su influencia sobre el rendimiento del compresor.

Caso 2: Velocidad Variable
Como para el caso 1, reflejando una presión de succión fijada en 700 kPa, 35°C, y flujo másico de  1000 kmol/hr, el peso molecular del gas de alimentación fue variado entre 0.63 hasta 0.80, con incrementso de 0.05. En este caso el compresor ajusta su velocidad para mantener el gasto al  ?P impuesto al sistema. El bosquejo aplicado para generar los resultados de simulación se muestran en la Figura 7. Los resultados para relaciones de compresión de 2.0, y 2.5 se muestran en las Figuras 8, 9. En adición a los resultados obtenidos por al EDE PR, los resultados obtenidos por la EDE BWRS se muestran en este diagrama. La diferencia entre estas dos EDE es insignificante.

Figura 7 – Arreglo en la Computadora para el ajuste de velocidad manteniendo la presión de descarga constante.

Como mostrado en la Figura 8, mientras se observa merma  en la densidad relativa, la velocidad del compresor se redujo. Sin embargo, mientras la densidad relativa, o peso molecular, se incrementa, la potencia se ve incrementada, ver Figura 9.

Como se observa en las Figuras 10, y 11, la eficiencia politrópica, y cabezal se reducen con aumento de la densidad relativa. Detalles adicionales se pueden encontrar en la Referencia [5].

Conclusiones
El impacto de la densidad relativa (peso molecular) en el rendimiento de un compresor centrífugo fue investigado mediante el ensayo de una serie de simulaciones por computadora. Basado en los resultados de estas simulaciones, se observó lo siguiente:

• Para las mismas condiciones de alimentación, relación de compresión, y velocidad del compresor, el gasto debe ser reducido mientras sufre merma la densidad relativa, eventualmente coincidiendo con las condiciones de inestabilidad de baja ( surge).
• Para las mismas condiciones de alimentación,  relación de compresión, y velocidad del compresor,  el aumento de la densidad relativa incurre en aumento en el gasto, lo cual incide en mayor potencia requerida.
• Para las mismas condiciones de alimentación, gasto y relación de compresión, la velocidad del compresor se ve reducida con peso molecular, pero, como anticipado, los requerimientos de potencia se ven aumentados.
• Las EDE PR, y BWRA produjeron los mismos resultados en la simulación.

ME44 (Overview of Pumps and Compressors in Oil and Gas Facilities), ME46 (Compressor Systems – Mechanical Design and Specification), PL4 (Fundamental Pipeline Engineering), G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), and PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

By: Dr. Mahmood Moshfeghian
Spanish Translation By: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

• Campbell, J. M., “Gas Conditioning and Processing, Vol. 2, the Equipment Modules, 8th Ed., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2001
• Maddox, R. N. and L. L. Lilly, “Gas conditioning and processing, Volume 3: Advanced Techniques and Applications,” John M. Campbell and Company, 2nd Ed., Norman, Oklahoma, USA, 1990.
• ASPENone, Engineering Suite, HYSYS Version 2006, Aspen Technology, Inc., Cambridge, Massachusetts U.S.A., 2006.
• Peng, Y. D., Robinson, D. B., “A New Two-Constant Equation of State,” Ind. Eng. Chem. Fund., 15, 59, 1976
• Moshfeghian, M., Bothamley, M., and Lilly, L.L., “Feed gas molecular weight affects performance of centrifugal efficiency,” Oil and Gas J., May 10, 2008

Las estimaciones para la densidad del gas natural son de importancia fundamental para la simulación de procesos, diseño de equipos, y para la seguridad en la Ingeniería de Procesos. En el Previo del Mas (PDM) anterior de Septiembre, dos métodos de cómputo ligero fueron evaluados para el cómputo de las densidades de los gases agrios, y ácidos.  Se mostró que la correlación Katz arroja resultados acertados para los gases dulces, y es el mas correcto en comparación con el método Weichert – Aziz, o el asociado con la EDE SRK. Para las mezclas binarias de CH₁, y el CO₂, el Weichert – Aziz arroja mejores resultados para el CO₂ entre 10 y 90 porcentajes molar. Mientras que el contenido del H₂S, y CO₂ aumenta, la certeza del la correlación Katz disminuye, sin embargo su aplicabilidad aumenta mientras la mezcla se acerca a un sistema de componente único. El porcentaje de diferencia entre los métodos  Katz, y Weichert – Aziz [1]  para las gases conteniendo componentes ácidos era mayor para el H₂S, que el CO₂.

Las herramientas computacionales ,  “software” ,  emplean frecuentemente las EDE  Benedict-Webb-Rubin-Starling (BWRS), Soave-Redlich-Kwong (SRK) and/or Peng-Robinson para los cómputos de las densidades de los gases. Otras fuentes para esta cálculo son los  NIST REFPROP (Reference Fluid Thermodynamic and Transport Properties) program, y el  GERG-2004 [2, 3], a reference equation of state for natural gases “una ecuación de estado de referencia para los gases naturales.

Debido a la importancia de la inyección del CO₂ para la recuperación mejorada de petróleo, y el incrementado interés en la captura y secuestro del CO₂ este estudio fue realizado para identificar la certeza de los cómputos de densidad para los gases de contenido nulo hasta 100% del CO₂. Una base de datos experimentales fue aplicada como fundamento de comparación. El estudio revisa todos los métodos citados, e informará sobre la certeza de los resultados. La Tabla 1 presenta el resumen del rango para  la temperatura, presión, y porcentaje molar del CO₂aplicados en este estudio. Las fuentes de los datos  experimentales fueron las referencias [4,5]. Esta Tabla también considera el porcentaje de error ponderado absoluto del ponderado, más el promedio total del porcentaje de error.

La Tabla 1 proporciona la ponderación totalizada de los varios métodos. Debe ser notado que la certeza relativa de cada método depende de la proporción  CO₂-CH₄, la temperatura, y la presión. La AGA 8 no proporcionó resultados para varios casas de temperaturas bajas, donde existían dos fases. Estos puntos no fueron considerados en el análisis.

Seguidamente graficamos la data experimental reportada en el GPA RR-138 [3], y  GPA RR 68 [4] para evaluar la certeza del Katz, Weichet – Aziz , y los mejores cuatro de los métodos detallados. Los resultados de esta evaluación para los casos T=350°K  y 320°K se muestran en las Figuras 1 hasta la 5. En la Figura 1, el método Katz es el mas acertado, y los otros presentan casi la misma aplicabilidad.

En la Figura 2, el método Katz refleja la menor exactitud, y aun cuando la certeza de los otros métodos aparenta igualdad, el GERG 2004, es ligeramente mejor que los otros.

En la Figura 3, Katz una vez más presenta la menor exactitud, y aun cuando la certeza de los demás métodos aparentan igualdad, el AGA 8 presentó estimados ligeramente mejores que los demás.

En la Figura 4 , Weichert – Aziz posee la menor exactitud, y aun cuando la aplicabilidad de los otros métodos se aproximan, el AGA8, GERG-2004 y REFPROP son ligeramente mejores que la EDE PR.

In la Figura 5, Weichert – Aziz presenta la menor certeza, y REFPROP, GERG 2004 y AGA 8 se ven del mismo nivel.

Basado en el trabajo efectuado en este estudio, el  PDM anterior, se pueden lograr las siguientes conclusiones:

1. La correlación Katz arroja buenos resultados para los gases de calidad de transmisión ( gases pobres, y dulces)
2. Para el CO₂ puro, los métodos AGA 8, REFPROP, y GERG 2004 son los más acertados.
3. Para las mezclas binarias del  CH₄ y CO₂, las correlaciones REFPROP y GERG 2004 presentan con igualdad los mejores resultados para el contenido del CO₂ entre el  10 y 90 porcentaje molar.
4. Mientras aumenta el contenido del CO₂, la certeza de la correlación Katz disminuye, pero esto se invierte mientras la mezcla se aproxima a un mono componente (puro).
5. La EDE Peng Robinson proporciona un mejor estimado para la densidad que la EDE SRK.
6. Resultados de los  enfoques PR o  SRK  en ProMax son ligeramente mas acertados que los resultados obtenidos del HYSYS.
7. Parámetros de interacción binaria que han sido optimizados para predecir comportamiento de Equilibrio de Estado EQDE, puede que no arrojen las mejores predicciones para la densidad.
8. A varias temperaturas bajas, el AGA8 no proporcionó estimados para la densidad. Los errores promedios reportados acá, descartan esta data. Nótese que el AGA8 no es valido para los líquidos, ni para la región extendida cerca del punto crítico.
9. La Tabla 1 indica que los REFPROP y GERG 2004 proporcionan en forma equitativa los mejores resultados.

Para conocer mas sobre casos similares, y como minimzar problemas operacionales , sugerimos su asistencia a nuestras sesiones G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing – Special), G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery), RF61 (RefineryGas Treating, Sour Water, Sulfur and Tail Gas), PF-81 (CO2 Surface Facilities) and G40 (Process/Facility Fundamentals).

By: Wes Wright and Dr. Mahmood Moshfeghian
Translated by: Frank Ashford

References:

1. Wichert, E. and Aziz, K., Hydr. Proc., p. 119 (May 1972).
2. Lemmon, E.W., Huber, M.L., McLinden, M.O.  NIST Standard Reference Database 23:  Reference Fluid Thermodynamic and Transport Properties-REFPROP, Version 8.0, National Institute of Standards and Technology, Standard Reference Data Program, Gaithersburg, 2007.
3. Kunz, O., Klimeck, R., Wagner, W., and Jaeschke, M.  “The GERG-2004 Wide-Range Equation of State for Natural Gases and Other Mixtures,” GERG Technical Monograph 15 (2007)
4. Hwang, C-A., Duarte-Garza, H., Eubank, P. T., Holste, J. C. Hall, K. R., Gammon, B. E.,  March, K. N., “Thermodynamic Properties of CO₂ + CH₄ Mixtures,” GPA RR-138, Gas Processors Association, Tulsa, OK, June 1995
5. Hall, K. R., Eubank, P. T., Holste, J., Marsh, K.N., “Properties of C02-Rich Mixtures Literature Search and Pure C02 Data, Phase I,” GPA RR-68, A Joint Research Report by Gas Processor Association and the Gas Research Institute, Gas Processors Association, Tulsa, OK, June 1985

La  densidad del gas es requerida para la simulación de procesos, y el diseño de equipos. Por ejemplo, predicciones correctas para la densidad del gas son necesarias en el cómputo de las caídas de presión en tuberías/caños, y para el dimensionamiento de recipientes. Es también esencial obtener la densidad del gas acertada para las mediciones de transferencias de custodia. La  densidad del gas, , se calcula por:

Donde:

Densidad del gas, kg/m³ (lb_m/ft³)
T          Temperatura absoluta, K (ºR)
P          Presión , kPa (psia)
MW     Peso Molecular kg/kmole (lb_m/lbmole)
z          Factor de compresibilidad del gas
R          Constante universal del gas, 8.314 (kPa)(m³)/(kmole)(K) or 10.73 (psia)(ft³)/(lbmole)(ºR)

En la ecuación 1, “z” representa el factor de compresibilidad del gas. Para los gases ideales, “z”, es igual a 1. Las densidades del gas se expresan a veces mediante la densidad relativa (gravedad específica ), definida como:

Sustituyendo la ecuación 1 para un gas en la ecuación 2, y asumiendo comportamiento de un gas ideal a condiciones estándar, la ecuación 2 se transforma en:

Sustituyendo la ecuación 1 para un gas en la ecuación 2, y asumiendo comportamiento de un gas ideal a condiciones estándar, la ecuación 2 se transforma en:

En la ecuación 1, el parámetro clave es el factor de compresibilidad, “z”, el cual es una función de la presión, temperatura, y composición del gas. El factor de compresibilidad es un una función de la densidad no ideal. En general, las ecuaciones de estado son las principalmente aplicadas para el cómputo de z. Necesariamente, no son las más acertadas. Correlaciones empíricas desarrolladas para una mezcla de rango estrecho proporcionan mayor certeza, pero pueden ser menos generalizadas.   Un ejemplo pudiese ser el gráfico de Katz, el cual es muy aplicable cuando se aplica para un gas de calidad “dulce” de gasoducto, pero de menor confiabilidad para los gases con contenidos de H₂S, CO₂ y/o N₂. La Figura 3.2 en el Capítulo 3 del Procesamiento y Acondicionamiento del Gas (1) muestra la carta Katz para los gases dulces, tal como fue presentada por Standing, y Katz (2). Esta fue desarrollada usando data experimental, en mezclas binarias del metano con etano, propano, butanos, y otros gases naturales cubriendo un rango amplio de composición con máximo peso molecular de 40.

Para la medición fiscal del gas natural, se ha desarrollado una base de datos experimentales confiables, y correlaciones para los factores de compresibilidad, con variaciones generalmente dentro del ±0.2% han sido publicadas dentro de las normas de la Industria, AGA Informe No. 8, e ISO 12213. Un resumen de algunas correlaciones “z”, y sus efectos en la certeza en la medición del gas se pueden encontrar en la referencia [3].

Como muchas personas utilizan la correlación Katz para el factor de compresibilidad, se lanza con frecuencia la pregunta  sobre como ésta se pudiese extender para los gases de contenido de H₂S y CO₂. Existen dos métodos disponibles para esta aplicación.

1. El enfoque propuesto por Robinson, et al. [4]
2. El enfoque propuesto por Wichet, y Aziz [5].

En este Previo del Mes (PDM) demostraremos la certeza del segundo enfoque. Los detalles del mismo se presentan en el Capítulo 3 del Acondicionamiento y Procesamiento del Gas [1].

Consideremos la mezcla del gas mostrado en la Tabla 1 con un total de gas acido (H₂S y CO₂) de 14,68 porcentaje molar. A 13.94 MPa (2021 lpca) , y  58 ºC (136 ºF), los factores de compresibilidad y densidades correspondientes son 0,797 (120.1 kg/m3) y 0,832 (114.8 kg/m3), usando la carta Katz, y el método de Wichert-Aziz respectivamente. El porcentaje de desviación entre estos resultados se ubica en un 4,4%.

Para demostrar el efecto del gas acido sobre el factor de compresibilidad determinado de los métodos  gráfico de Katz, y Wichert – Aziz, hemos variado el contenido acido del gas de la Tabla 1 de 0 a 37 por ciento molar. Esto fue logrado mediante la dilución de los componentes no – ácidos con una mezcla 50:50 del CO₂ y H₂S. La Figura 1 presenta el porcentaje de diferencia entre los dos métodos como función del contenido acido del gas. El grafico muestra que al aumentar el contenido del  H₂S y CO₂, la desviación entre los métodos Katz, Wichert – Aziz aumenta en forma lineal. Este grafico también indica que el porcentaje de diferencia entre los dos métodos es mayor para el caso de dilución del gas con solo H₂S, que con solo el CO₂.

Seguidamente, aplicamos la data experimental presentada en el GPA RR-138 [6] y GPA RR 68 [7] para evaluar la certeza de Katz, Wichert – Aziz, y ecuación de estado SRK (EDE) para mezclas binarias del  CO₂ y CH₄. Los resultados de esta evaluación se muestran en las Figuras 2 al 6, para un contenido e CO2 entre 9,83 , hasta 100 porcentaje molar. Las figuras indican que la certeza de la correlación Katz disminuye mientras que el CO₂ aumenta. Sin embargo, la Figura 5 muestra que mientras el gas se enriquece en CO₂, la exactitud de las correlaciones Katz, Wichert – Aziz son prácticamente iguales. La Figura 6 indica que Katz efectúa una mejor predicción para la densidad del CO₂ puro, así como cuando el gas se acerca a un CH₄ puro. La data experimental para el CO₂ puro se del GPA RR 68 [7]. Las Figuras 2, al 6 también indican que la EDE indica baja certeza. En este estudio un parámetro de interacción binaria de 0,12 entre el CH₄ y CO₂, que fuera determinado de información de equilibrio – vapor – líquido, ( EVL) fue aplicado.

 

Aplicando como base el trabajo efectuado en este estudio, se logran las siguientes conclusiones:

1. La correlación Katz  arroja  resultados  acertados  para   los  gases   de calidad de gasoducto ( gases dulces y pobres)
2. Para el CO₂ puro, el método Katz es el de mayor exactitud, en comparación con el Wichert Aziz, o las aplicaciones de la SRK (EDE).
3. Para la mezclas binarias del CO₂, y CH₄, el procedimiento Wichert-Aziz arroja los mejores resultados para el contenido de CO₂ entre 10, y 90 mol%.
4. Mientras incrementa el contenido del CO₂, y el H₂S, se ve mermada la certeza de la correlación Katz, sin embargo lo inverso ocurre cuando la mezcla se aproxima a un mono-compente (puro).
5. El porcentaje de diferencia entre el Katz, y Wichert-Aziz para mezclas de gases ácidos es mayor para el H₂S, en comparación con el CO₂.
6. Los parámetros de interacción binaria optimizados para los pronósticos del comportamiento vapor – liquido (EVL), pueda que no resulten en la mejor predicción para la densidad.

Para conocer mas sobre casos similares, y como se minimizan los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nuestros Eventos: G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing – Special), G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery), RF61 (RefineryGas Treating, Sour Water, Sulfur and Tail Gas), PF-81 (CO2 Surface Facilities) and G40 (Process/Facility Fundamentals).

By: Dr. Mahmood Moshfeghian
Translated by Dr. Frank Ashford

References:

1. Campbell, J. M., and Hubbard, R. A., Gas Conditioning and Processing, Vol. 1 (8th Edition, 2nd Printing), Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, (2001).
2. Standing, M.B. and Katz, D.L.; “Density of Natural gas gases,” AIME Trans., 146, 140-49 (1942)
3. Hannisdal, N.E., “Gas Compression Equations Evaluated,” Oil and Gas J., p. 38-41 (May 4, 1987)
4. Robinson, D. F. et al. Trans. AIME, Vol 219, P. 54, (1960).
5. Wichert, E. and Aziz, K., Hydr. Proc., p. 119 (May 1972).
6. Hwang, C-A., Duarte-Garza, H., Eubank, P. T., Holste, J. C. Hall, K. R., Gammon, B. E.,  March, K. N., “Thermodynamic Properties of CO₂ + CH₄ Mixtures,” GPA RR-138, Gas Processors Association, Tulsa, OK, June 1995
7. Hall, K. R., Eubank, P. T., Holste, J., Marsh, K.N., “Properties of C0₂-Rich Mixtures Literature Search and Pure C0₂ Data, Phase I,” GPA RR-68, A Joint Research Report by Gas Processor Association and the Gas Research Institute, Gas Processors Association, Tulsa, OK, June 1985

Existen varias herramientas en base de computadora desebadas específicamente para el modelaje y análisis de sistemas multifásicos complejos tales como el PipePhase, PipeSim, Olga, etc. (1). El modelaje y simulación de sistemas multifásicos, aun cuando en condición de flujo continuo, es complejo. En el previo del mes (PDM) de Junio, ilustramos como los programas de simulación de procesos pueden ser aplicados para simular una línea de transmisión de gas. Estos programas se basan en modelos mecanísticos, correlaciones desarrolladas en el laboratorio, y se confían en algorítmos iterativos complejos para proceder con  los cómputos tediosos.

Sin embargo, para los cálculos efectuados a mano, la Correlación Flanigan (la cual se basa en líneas de transmisión dominadas por gas) ha sido desarrollada, y se puede aplicar usando cómputos manuales relativamente directos. Esta correlación se ha mostrado muy útil a pesar de su sencillez. La relación entre el gasto de gas, diámetro, y caída de presión se representa mediante la aplicación de la ecuación Panhandle A, la cual es aplicable para el flujo de gas. La ecuación básica se deriva de principios básicos, mientras que la Panhandle A, y la ecuación Flanigan se ajustan a un amplio rango de datos provenientes del campo. Dos correcciones se asimilan en la Ecuación Flanigan para en flujo bi – fásico:

1. El valor de la presión de descarga es ajustada para las pérdidas provenientes del flujo cuesta arriba, y cuesta abajo de las dos fases, lo cual incluye el efecto de la retención del líquido.
2. El término de eficiencia se correlaciona para reflejar el rendimiento medido del sistema basado en la velocidad del gas, y la relación liquido-gas.

Para el detalle de la ecuación Panhandle A, y la correlación Flanigan  consulten al Capítulo del Vol. I de texto “Gas Conditioning and Processing” (2). Los algorítmos para la simulación por computación se discuten en el Volumen 3 , del “Gas Conditioning and Processing” , (3).

En éste PDM ( el cual es una continuación del de Junio) , demostraremos la certeza, y aplicación de la correlación Flanigan.

Consideremos el mismo caso que fuera analizado en PDM de Junio. La composición y condiciones del gas natural se muestran en la Tabla 1. El gas se admite a un gasoducto de 20 pul. con diametro interno de 18.81 pul. ( 47.8 cm) a un caudal de 180 MMPCSD, equivalentes a 19800 lbmol/hr ( 8989 kgmol/h). La longitud de la tubería, y su perfil de elevación se muestran en la Figura 1. La temperatura ambiental fue asumida en 60 ºF ( 15.6 ºC). El gas se admite a la   línea a 1165 lpca ( 8032 kPa), y 95 ºF ( 35ºC). El caño se encuentra enterrado bajo tierra con un coeficiente total de intercambio de calor de 1 BTU/hr-pie2-ºF  (5.68 W/m2-°C). Debido al alto contenido de H2S y CO2 (25.6 y 9.9 mole %, respectivamente), y para prevenir la corrosión mas la formación de hidratos, el gas ha sido deshidratado antes de ser admitido al caño.

Tres métodos aplicados en este análisis incluyen la ecuación básica de flujo (2), la correlación Flanigan, y otros modelos de computación aplicando la correlación Beggs-Brill con la relación original de la retención del líquido. La ecuación de estado (EOS) SRK fue aplicada para realizar los cómputos de equilibrio de fases basados en los análisis de computación.

La tubería fue dividida en 14 segmentos para coincidir con los números de ascensos de colinas, y sectores de descenso de las mismas. Adicionalmente, cada segmento fue dividido en 10 incrementos iguales, para lograr mayor certeza en la computación. Esta división no se requiere para la correlación Flanigan, y solo se efectúa para cumplir con la comparación de los demás modelos.

Las Figuras 2 al 5 presentan la presión, temperatura , y perfil de formación de líquidos a través del caño. La Figura 2 indica que los perfiles de presión arrojadas por Flanigan coinciden de manera cercana con los resultados obtenidos por análisis computacional de mayor rigor aplicando el método Beggs – Brill. Sin embargo, como es de esperar, debido a la presencia de la formación de líquidos en la línea, la ecuación básica de gas desvía algo de las correlaciones para las  dos fases.

La Figura 3 indica que los perfiles de temperatura calculada por las tres correlaciones coinciden una con otra. La pequeña cantidad de condensación de líquido en la línea muestra un impacto menor en el perfil de temperatura que en el de presión. Los perfiles de formación de líquidos establecidos por las tres correlaciones se resumen en la Figura 4. Como mostrado por ésta, las cantidades estimadas por las correlaciones Flanigan y Beggs-Brill coinciden muy bien, pero la predicción para la formación de líquido presentada por la ecuación básica son distintas a aquellas presentadas por los otros dos modelos.

En este estudio, los mismos puntos de ebullición, densidad relativa, y peso molecular del C6+, como mostrados en la Tabla 1, fueron aplicados para las tres correlaciones. De esta manera, las misma propiedades críticas, y factor acéntrico fueron aplicados. Estas propiedades y los parámetros binarios interactivos son requeridos para lograr los cómputos de equilibrio de fases por una EDE (EOS) tal como la SRK.  En adición, los mismos parámetros binarios interactivos entre los distintos componentes y el C6+ fueron aplicados.

El trabajo aca reportado indica claramente el valor de la correlación Flanigan, y como ésta puede ser utilizada para modelar y analizar el comportamiento de un gasoducto. Sin embargo, se debe tomar precauciones en utilizar esta correlación apropiadamente. Aun cuando la correlación Flanigan es sencilla, coincide con la mas rigorosa de Beggs – Brill.  Esperamos, sin embargo, que estas similaridades entre las dos, se deterioren, mientras que el volumen de líquido formado en la línea aumente. Como esperado, la ecuación básica de gas predijo menores caídas de presión, debido a que ésta ignora la formación de líquidos. Aun cuando la ecuación Flanigan no es sensitiva a las correcciones de elevación, es importante incluir estos factores con un estimado razonable de la suma de las pendientes cuesta arriba, así como las cuesta abajo. Los resultados también son relativamente insensitivos al factor de eficiencia, de manera que valores ponderados para las relaciones líquido a gas pueden ser aplicadas para cada segmento.

Casos similares de flujo se discuten en nuestros cursos : Fundamentals of Onshore and Offshore Pipeline Systems – PL-4; Onshore Pipeline Facilities – Design, Construction and Operations – PL-42; Flow Assurance for Pipeline Systems – PL-61.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian
Translated by Dr. Frank Ashford

References:

1. Ellul, I. R., Saether, G. and Shippen, M. E., “The Modeling of Multiphase Systems under Steady-State and Transient Conditions – A Tutorial,” The Proceeding of Pipeline Simulation Interest Group, Paper PSIG 0403, Palm Spring, California, 2004.
2. Campbell, J. M., and Hubbard, R. A., Gas Conditioning and Processing, Vol. 1 (8^th Edition, 2^nd Printing), Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2001.
3. Maddox, R. N. and L. L. Lilly, Gas Conditioning and Processing, Vol. 3 (2^nd Edition), Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 1990.

 

Le ocasiona incomodidad que , aun cuando a su equipo se le aplica un Programa de Mantenimiento Preventivo, éste continúa demostrando desperfectos? Algunos pudiesen definir ésto como una “locura” – continuar llevando a cabo las mismas actividades una vez tras otra , esperando resultados distintos.

Si Ud. se toma la molestia de graficar las horas-hombre de MP versus la horas de labores de emergencia que encontraría? En el gráfico demostrado en el fondo vemos las horas de MP en una planicie, sin embargo las horas de trabajos de emergencia en aumento, lo cual indica que el programa de MP no es efectivo.

Ha Ud. escuchado de los MP’s “matadores”? Éstos son los MPs que son intrusivos y que se conocen como aquellos que causan una falla prematura de un activo. Un tal ejemplo pudiése ser el sacar una bomba de servicio para inspeccionar la alineanción del vástago de acoplamiento. Considere cuidadosamente que ésta inspección pudiese haber sido lograda aplicando la Termografía infraroja, o análisis de vibración sin tener que sacar la bomba de servicio. Ha Ud visto alguien lubricar un motor eléctrico con rolineras selladas? Estos MPs no parecen ser necesarios, cierto? Pero los mismos ocurren cada dia.

Los MPs también pueden absorber recursos que pudiésen ser aplicados para aquel trabajo que mejoraría su confiabilidad. Recuerden que el reto de la confiabilidad es la detección de un defecto con antelación de manera que se pueda lograr el cambio de una refacción, reemplazo de equipo, o su reparación pueda ser planificada y programada en una forma proactiva.

El ejemplo adjunto expone la curva P – F en donde la “P” es el punto donde un defecto puede ser inicialmente detectado para imponer su estratégia de mantenimiento.

En el gráfico contenido, es importante notar que el mantenimiento Predicitvo le permite a uno detectar un defecto mas cercano al “P”, que el el Mantenimiento Preventivo.

“No es lo que conocemos que causará la muerte es lo desconocemos que lo causará”

Se ha dado cuenta Ud que la mayoria de los Programas de Maantenimiento Preventivo no han sido un resultado de la ingeniería, sino que solo han evolucionado? Con toda regulación o falla de algún componente, tanto el número de las tareas del MP asi como las frecuencias de su ejecución aumentan, hasta que consume un 30 – 50% de su fuerza laboral, y Ud. se encuentra fálsamente calmado en un estado de seguridad que ha evolucionado en una Organización de mejores prácticas, u Organización de Clase Mundial. Seamos claros, es imposible evolucionar hasta una Entidad de Mejores Prácticas, ésto debe ser resultado de una ingeniería cuidadosamente efectuada.

De hecho , después de varios estudios de instancias de comparación, “benchmarking”, la data indica factualmente que la mayoría de las organizaciones de mantenimiento llevan a cabo exácatmente el mismo tipo de mantenimiento que siempre han efectuado. Ahora éste es el punto de temor. Una revisión mas cercana a todas las tareas del Manenimiento Preventivo (MP) revela que en un promedio:

• 30% no agregan valor, y deben ser eliminadas
• 30% deben ser reemplazadas con tareas de Matenimiento Predictivo ( MPd)
• 30% pudiésen adquirir valor si se someten a una re-ingeniería.

Lo que esto significa para Ud. es que menos del 10% de su MPs en realidad le agregan valor como indicado. O, en otras palabras, potencialmente el 90 % de sus tareas de MP deben ser eliminadas o cambiadas. Lo que es peor , cuando Ud. conduce mantenimiento invasivo innecesario, en realidad se introduce variaciones y defectos potenciales a su activo en la confiabilidad de proceso. Eso es correcto! Ud. actualmente causó algunas fallas, y no se ha dado cuenta.

Que se debe hacer sobre este problema?

Logrando el balance correcto entre el Mantenimiento Preventivo y Predictivo es absolutamente necesario, y ofrece una oportunidad única para lograr el ahorro en millones de dólares mediante:

• Costos de mantenimiento reducidos
• Inventarios de refacciones reducidos
• Menor consumo energético
• Mejor rendimiento de seguridad
• Mejor capacidad productiva

No es fácil lograr éstos resultados. Para empezar, se requiere una vision común, una implantación estratégica báscia, y un entendimiento claro de lo que se requiere para asegurar el éxito. Veamos los 6 pasos mas importantes que Ud. podrá tomar para empezar el logro de sus metas de confiablidad.

1. Recibir capacitación en MP/MPd
2. Actualizar su jerarquía funcional de manera que pueda obtener un entendimiento claro sobre las máquinas en su facilidad, y su configuración de componentes.
3. Conducir una evaluación sobre sus activos. Como Ud. sabe, la evaluación que aplicó para ayudar con la determinación de su estratégia de mantenimiento, prioritizar las órdenes de trabajo, y asegurar mejores acciones sobre la toma de decisiones referenta a la gerencia de manejo de riesgos.
4. Desarrollar un entendimiento completo sobre las modalidades de fallas que se presentan, o como pudiésen estar presentes en sus componentes. Estos modos de fallas provienen de 2 sitios : 1) el diseño inherente de la maquinaria, y 2) el contextro operativo en el cual éstas funcionan en el dia a dia.
5. Ejecutar una Evaluación de Matenimiento Opreventivo ( MPE) en donde se identifican cada tarea MP, y cualquier conexión que pueda tener a la modalidad de falla que se presenta. Son los MPs causas de las fallas, o se dirigen a las mismas ? Si no se dirigen a las fallas y efectuan reducción en las mismas, no agregan ningun valor.
6. De manera que tenga confianza en el resultado de su EMP. Si le indica que se obtiene valor agregado el MP, pues implántelo! Si muestra que no lo logra entonces redacte de nuevo/obtenga una re-ingeniería de manera que si lo logre, y reasigne al mismo las Tecnologías apropiadas de MPd, o elimínelos! Vean el cuadro incluido en el fondo.

Petroskills, y la John M. Campbell ofrece talleres de trabajo este año sobre este tema específico, “Introducción al Monitoreo Condicional”, Orlando, Fla. y Fort McMurray, Alberta Canada ( proceda al www.petroskills.com) si Ud. muestra interés en asistir a una redensayo ( webinar) sobre este tema. Conmuniquese con Ricky Smith al :smithr@alliedreliability.com. La redensayo se programa para el 25 de Julio , 2008 por la LM Campbell, y PetroSkills.

By Ricky Smith CMRP, PetroSkills Reliability Discipline Leader

Translated by: Dr. F. E. Ashford ( Presentación Español)

Mientras que el gas de desplaza por un caño, su presión y temperatura cambian debido a la perdida por fricción, cambios de altura, acceleración, efecto Joule – Thompson, y transferencia de calor desde el medio ambiente. Debido a los cambios de presión y temperatura, líquidos y sólidos ( hidratos) podrían tambien formarse en la línea, lo cual a su vez impacta el perfil de presión. El modelaje del sistema multifásico, aun cuando en flujo contínuo , as complejo. Existen algunas herramientas diseñadas específicamente para éste modelaje complejo , tales como el “PipePhase”, “PipeSim”, “Olga”, etc. (1). Este previo del mes ilustrará como éstos simuladores de aplicación general pueden ser aplicadaos para simular los caños húmedos.

Para poder implantar la simulación en computadora , consideremos el gas mostrado en la Tabla 1. Esta gas se introduce en una tubería con diametro interno de 18.81 pul. ( 47.8 cm) a un caudal de 180 MMPCS/d, equivalentes a 19.800 lbmol/h, y 95 º F ( 35 º C). La temperatura ambiental se asume en 60 °F (15.6 °C). El gas entra en la línea a 1165 lpca (8032 kPa) y 95 °F (35 °C). La tubería se encuentra enterrada, con un coeficiente total de transferencia de calor de aproximadamente 1 Btu/hr-pie²-°F (5.68 W/m²-°C). Debido al alto contenido del H₂S y CO₂ (25.6 and 9.9 mol %, respectívamente), y para prevenir la corrosión y formación de hidratos, se deshidrató el gas antes de introducirlo en la línea.

Los algorítmis de cálculo aplicables para la computadora se discuten en el Vol 3, de Acondicionamiento y Procesamiento del Gas , Computer Applications for Production/Processing Facilities [2]. La tubería fue dividida en 14 segmentos, y cada segmento fue dividido en 10 incrementos equivalentes, para asi lograr mayor certeza en los cálculos.
Las Figuras 2 al 4 presentan los perfiles de presión , temperatura, y formación de líquidos a través del caño. La Figura 2 indica que los perfiles de presión presentados por los tres programas siguen el mismo patrón, y los resultados de ProMax, y EzThermo tambien se asemejan, uno a otro. La principal diferencia en la presión de descarga calculada, se debe a la cantidad de líquido pronosticado del comportamiento de equilibrio de fases.

 

La Figura 3 indica que el perfil de temperatura ponosticado por los tres programas coinciden uno con otro. Parece ser que la mínima cantidad de líquido condensado en la línea conlleva un efecto menor en el perfil de temperatura que en el de presión. El perfil de formación de liquidos predecido por los 4 programas se presentan en la Figura 4. Como se muestra en ésta Figura , la cantidad de formación de líquido pronosticado por ProMax es relativamente mayor que los otros dos programas. Esto se puede explicar obsevando la linea de punto de rocío establecida por los programas en la Figura 5. Nótese que la cricondentérmica expuesta por ProMax es mayor que las otras dos. Como hemos mostrado en un “previo del mes” anterior, y la publicación (6), la caracterización de la fracciones pesadas posee un impacto importante en la curva del punto de rocío, y por consiguiente la condensación del líquido en las líneas de transmisión (7). En este estudio, el mismo punto de ebullición normal, densidad relativa, y peso molecular para los C₆+ , como mostrados en la Tabla 1 fueron aplicados en los tres programas. Sin embargo, las propiedades críticas predecidas por éstos programas no presentaron tal coincidencia. Adicionalmente, los parametros binarios interactivos entre componentes distintos, y los C₆+ , no son los mismos. La rugosidad absoluta del caño tambien presenta un rol importante para la caida de presión atribuida a la fricción en un gasoducto. Es interesante observar que los perfiles de presión – temperatura en la línea expuestos por los tres programas son prácticamente los mismos, a pesar de las diferencias en los diagramas de fases.

Las retenciónes fraccionales ( hold – up) a traves de la tubería calculada por los tres programas se muestan en la Figura 6. Aun cuando los tres programas demuestran las mismas tendencias, aquellos pronosticados por HYSYS , y EzThermo son los mas cercanos en coincidencia.

En línea con nuestro previo del mes anterior, y para observar el impacto del coeficiente total de transferencia de calor en el comportamiento de los caños, el coeficiente total de transferencia de calor de 1 Btu/hr-pie²-°F (5.68 W/m²-°C), fue cambiado a 0.25 Btu/hr-pie²-°F (1.42 W/m²-°C). Los resultados de la simulación indican que éste parámetro puede impactar considerablemente el comportamiento de la línea. El efecto del coeficiente total de transferencia de calor, sobre el perfil de temperatura pronositicado por los tres programas se presenta en le Figura 7.

El trabajo aca presentado, indica claramente la importancia de las herramientas de simulación, y como se pueden aplicar éstos simuladores de aplicación general para analizar el rendimiento de una línea de transmisión de gas. Sin embargo, se debe proceder con cautela para utilizar éstos programas en forma apropiada. El uso indebido del coeficiente total de transferencia de calor, o caracterización de las fracciones pesadas pudiese llegar a unas conclusiones erroneas sobre la presencia o ausencia de líquido, y hasta indicar a que una distancia en un caño, éste estaría manejando un gas seco, cuando en realidad el gasoducto se encontraría en flujo mulitifásico gas – líquido.

Note: The Liquid-Gas ratio at the pipeline outlet in bbl/MMSCF [m³/10⁶ std m³] are: 3.676 [20.95], 5.479 [31.23], and 7.352 [41.92] for HYSYS, EzThermo, and ProMax, respectively

Uso apropiado de los programas de simulación combinado con el ingreso de parámetros correctos de diseño resultarán en pronósticos de mayor confiabilidad para las predicciones del comportamiento de los gasoductos. La transferencia de calor entre la línea y el medio ambiente posee un impacto en la formación de líquido en la línea, y subsiguientemente, en el perfil de presión.

Similar cases of fluid flow are discussed in our Fundamentals of Onshore and Offshore Pipeline Systems – PL-4; Onshore Pipeline Facilities – Design, Construction and Operations – PL-42; Flow Assurance for Pipeline Systems – PL-61.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian
Dr. F. E. Ashford ( Presentación Español)

 

References:

1. Ellul, I. R., Saether, G. and Shippen, M. E., “The Modeling of Multiphase Systems under Steady-State and Transient Conditions – A Tutorial,” The Proceeding of Pipeline Simulation Interest Group, Paper PSIG 0403, Palm Spring, California, 2004.
2. Maddox, R. N. and L. L. Lilly, Gas Conditioning and Processing, Vol. 3 (2nd Edition), Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 1990.
3. Aspen HYSYS, Version 2006, Engineering Suit, Aspen Technology, Inc., Cambridge, Massachusetts, 2006.
4. ProMax Version 2.0, Process Simulation Software by Bryan Research & Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2008.
5. EzThermo, Moshfeghian, M. and Maddox, R. N., 2008.
6. Moshfeghian, M., Lilly, L., Maddox, R. N. and Nasrifar, Kh., “Study Compares C6+ Characterization Methods for Natural Gas Phase Envelopes,” Oil & Gas Journal, 60-64, November 21, 2005.
7. Dustman, T, Drenker, J., Bergman, D. F.; Bullin, J. A., “An Analysis and Prediction of Hydrocarbon Dew Points and Liquids in Gas Transmission Lines,” Proceeding of the 85th Gas processors Association, San Antonio, Texas, 2006

En este Previo del mes (PDM), continuaremos nuestra discusión sobre el rendimiento de sistemas de refrigeración mecánica empleando el Propano como fluido térmico. Especificamente estudiaremnos el efecto del separador e intercambiador economizador sobre la potencia de compresión, tasa de circulación del refrigerante, y la carga térmica del aero enfriador.

Los detalles de un sistema sencillo de refrigeración, y uno de dos etapas empleando un separador economizador, y un intercambiador economizador, se presentan en el Capitulo 16 del Volúmen 2 (1). Los Diagramas de Flujo de Proceso del sistema sencillo, mas el del intercambiador econmomizador de detallan en la Figura 1. La compresión de dos etapas, con el separador, y el intercambiador economizador se presentan en la Figura 2. Nótese que las caidas de presión en distintos segmentos de los circuitos han sido consideradas.

 

En este PDM revisitaremos el PDM anterior sobre la refrigeracion mecánica en donde la temperatura de descarga del Evaporador (Chiller) se mantuvo a – 35 °C. Consideremos un caso donde el objetivo es el de remover 2778 kW del gas de proceso, y rechazarlo al ambiente por el condensador a 35 °C. Las presumciones sobre las cidas de presión fueron: en la linea de la descarga del compresor hacia el condensador, y en el condensador, 50 kPa, en el Chiller 5 kPa, y en la linea de succion del compresor 10 kPa, entre las dos etapas del separador economizador 20 kPa, y entre el separador y la segunda etapa de compresion 20 kPa; en los tubos y carcaza del intercambiador 20 kPa. El propano puro fue aplicado como el fluido termico. Una eficiencia isoentropica de 75 % fue asumida para todos los casos. Para el separador asi como el intercambiador economizador, una presion entre-etapa optimizada (530 kPa) fue aplicada para minimizar la potencia requerida de compresion. Todas las simulaciones fueron efectuadas por el compendio de simulacion HYSIS (2).

Se consideró la etapa sencilla, intercambiador economizador, y el sistema de refrigeración con economizador de dos etapas. Primero fue analizado el sistema sencillo con un intercambiador economizador de una etapa (Figura 1). El resumen de los resultados se presenta en la Tabla 1. Como se puede observar en ésta, no se obtuvo ningun ahorro de potencia en la etapa de compresión, al menos que la temperatura de descarga del intercambiador fuese menos de 10 ºC, como resultado de la caida de presión en éste.

En términos prácticos no se realiza ningun tipo de ahorro utilizando el intercambiador economizador. Nótese que la caida total de presión entre la descarga del Chiller hasta la succión del compresor fue asumida en 10 kPa para el sistema sencillo, y 30 kPa para el sistema del intercambiador economizador (20 kPa en éste) respectivamente.

Luego estudiamos el separador “flash” de dos etapas, y el intercambiador economizador. El resumeno de los resultados de éstas simulaciones se presentan en la Tabla 2. La potemcia total de compresión se compara con el requerimiento del sistema sencillo. Como se observa en la tabla, el separador economizador es el de mayor eficiencia resultando en un ahorro del 14.1% en la compresion (comparado con el sistema sencillo). Para el intercambiador economizador de dos etapas, los mejores resultados fueron arrojados cuando la temperatura de acercamiento del lateral frio se fijó en 2 ºC. Esto corresponde a un ahorro de 13.2% en la potencia de compresión. Nótese que este es un estudio solo de reducción de potencia, y las comparaciónes posteriores del “CAPEX”, juntos con los análsis de la vida util rentable pueden arrojar distintas conclusiones. La temperatura de acercamiento seleccionada para un intercambiador tendrá un impacto profundo en el area requerida para la transferencia de calor, (refierése al Capítulo 13 del Acondicionamiento y Procesamiento del Gas: “Gas Condtioning and Processing”.)

Al revisar las Tablas 1, y 2, tambien se pueden efectuar las siguientes conclusiones:

1. El intercambiador economizador de etapa sencilla no reduce el consumo de potencia apreciablemente. Su única ventaja se obseva en el sobrecalentamiento de la alimentación al compresor. Este sobrecalentamiento incrementa la potencia requerida, pero disminuye el riesgo del arrastre de líquidos al compresor.
2. Tanto el separador economizador, asi como el intercambiador economizador de dos etapas disminuye la potencia de compresión requerido por lo menos en un 12 porciento.
3. Para el caso de dos etapas de compresión, el separador economizador es de mayor eficiencia que el intercambiador economizador.
4. La caida de presión en el intercambiador economizador es un importante parámetro de diseño, y aumenta la potencia de compresión.
5. Para el caso de la compresión de dos etapas, la temperatura de acercamiento en el lateral frio del intercambiador impacta los requerimientos de potencia de compresión.

Para informarse mas sobre casos similares, y como minimizar los problemas operacionales, les sugerimos su asistencia a nuestros Cursos G4 (Gas Conditioning and Processing) and G5 (Gas Conditioning and Processing – Special).

By Dr. M. Moshfeghian
Dr. F. E. Ashford ( Presentación Español)

Reference:

1. Campbell, J.M., “Gas Conditioning and Processing, Vol 2: The Equipment Modules”, 8th Edition, Edited by R.A. Hubbard, John M. Campbell & Company, Norman, USA, 2000.
2. ASPENone, Engineering Suite, HYSYS Version 2006, Aspen Technology, Inc., Cambridge, Massachusetts U.S.A., 2006.

El 23 de Marzo marcó el tercer aniversario de la explosion en la Refineria Taxas City de la BP.

La Comisón de Seguridad de los Estados Unidos ( CSB) ha proporcionado un video detallado del evento. Éste, Anatomía de un Desastre adelanta un analisis en profundidad del incidente.

Entre otros temas discutidos, el video CSB indica lo que puede suceder cuando una cultura corporativa que valora la producción sobre la seguridad no lo reconoce ni lo maneja. Como Industria, tenemos la obligación de proveer un lugar de trabajo seguro. Esta provisión tambien resulta en buen negocio. Toda persona que trabaja en nuestra industria debe aprender lo que integra una cultura generativa de seguridad, y efectuar los esfuerzoas cada dia para lograr esta cultura.

En el libro : “Managing the Risk of Organizational Accidents” (Manejando los Riesgos de Accidentes Organizacionales),James Reason describe una cultura generativa como una que:

• Solicita información de seguridad activamente
• Entrena y premia los mensajeros
• Comparte la responsabilidad
• Le da la bienvenida a las nuevas ideas
• Instutuye reformas de largo alcance cuando suceden las fallas

Muchas de nuestras organizaciones han implantado programas que intentan promover el establecimiento de una cultura generativa. Este cambio podrá tomar un lapso de tiempo, mas recursos considerables, pero es deuda auto-correspondida, asi como lo es para la nueva generación del personal de la industria del petróleo y el gas para implementar este cambio.

El sistema de gerenciar el proceso de seguridad (PSM) puede proveer muchas herramientas para aupar el establecimiento de una cultrua generativa. Elementos que proporcionan guia sobre la información de seguridad, evaluación de peligros, investigación de incidentes, integridad mecánica, y gerencia contractual estan vinculadas en forma muy cercana a la búsqueda activa de soluciones. La Gerencia del cambio , y los procedimientos para lidiar con la evaluación de los riesgos, mas las recomendaciones sobre las investigaciones de los incidentes proporcionan una avenida para la evalucación de nuevas ideas, y el manejo de reformas de largo alcance.

Compartir la responsabilidad es parte de un buen programa participativo para los empleados. Todo personal desde el aforador de Campo, hasta el Coordinador de Directiva deben tener un compromiso para establecer la competencia dentro del sistema que ha sido establecido para gerenciar la cultura de seguridad de una organización.

El PDM de Mayo, 2007, citó una aceveración del informe proveniente del Panel Baker sobre el incidente de Texas City …”Las personas se les olvida como tener miedo”… Este PDM es ahora un pilar del Sistemas de Seguridad a Base de Riesgo proveniente del Centro de Seguridad de Procesos Químicos (CCPS) . Aprenda de la experiencia .

Para aprender mas sobre los pilares de prevención de accidentes del CCPS, y el cambio de la cultura de seguridad de su Organizacion, revise el contenido de los cursos HS 45, Risk Based Process Safety Management ( Gerencia de la Seguridad de Proceso Basado en el Riesgo) y el HS 44 Fundamentals of Risk Assessment ( Fundamentos del Avalúo del Riesgo). Nuestro estilo centralizado de involucrar al participante en la capacitación, proporciona un ambiente sobresaliente para aprender de nuestras experiencias.

By: Clyde W. Young
Traducción : F. E. Ashford

En este previo del mes (PDM) continuaremos nuestra discusión del efecto de las impurezas contenidas en el fluido térmico impactando el rendimiento de sistemas de refrigeración empleando propano. Específicamente, estudiaremos el impacto en la potencia de compresión, la tasa de circulación del refrigerante, y la carga térmica del aeroenfriador ( condensador).

En el PDM previo la temperatura de alimentación del evaporador ( chiller) se mantuvo en – 35 °C, pero la temperatura de descarga variaba en función de las impurezas; de esta manera la temperatura de acercamiento fue variante. En este PDM revisitaremos el caso considerando una temperatura de acercamiento invariante. Es decir, la temperatura de descarga del “chiller” se mantuvo a – 35 °C, pero fueron variadas las condiciones de presión/temperatura de entrada debido a la presencia de las impurezas.

Los detalles de un sistema de refrigeración sencillo de una etapa, y otro de dos etapas empleando un separador economizador se detallan en el Capítulo 16 del Volúmen 2 del Texto “Acondicionamineto y Procesamiento del Gas” ( Gas Conditioning and Processing) (1). Similar a lo tratado en el PDM de Febrero, los diagramas de flujo de proceso (PFD) para el caso sencillo , asi como el de dos (2) etapas se muestra en la Figura 1. Nótese que fueron considerados distintos diferenciales de presión en varios segmentos de los lazos del sistema.

Consideremos el caso del previo PDM en el cual el objectivo fue remover 2778 kW del gas de proceso a –35 °C, y despojando éste al ambiente a través de aeroenfriador a 35 °C. Las predeterminaciones para las caidas de presión fueron: en la linea de descarga del compresor al condensador, y en éste 50 kPa, en el chiller 5 kPa, en la linea de alimentación del compresor 30 kPa, entre las dos etapas del separador economizador 20 kPa, y entre éste , y la segunda etapa de compresión 20 kPa. El propano puro fue considerado como el fluido base de ensayo. Una eficiencia isoentrópica de 75% fue aplicada en todos los casos. Para el separador economizador, la presión optimizada “entre – etapas” fue aplicada para asi reducir las cargas de compresión del conjunto. En este estudio , todas las simulaciones fueron ejecutadas por el compendio de simulación HYSYS (2).

La producción del propano se realiza mendiante el fraccionamiento del LGN; sin embargo intentar el logro de una pureza de 100 % no se justifica enconómicamente. Por consiguiente, el fluido térmico de trabajo normalmente posee mínimas fracciones de etano y butanos. Consideramos éstos componentes como impurezas , y se estudió su impacto en el rendimiento del sistema de refrigeración con propano. La composición y peso molecular de los once (11) casos considerados se muestran en la Tabla 1. La última columna representa la relación del peso molecular de la mezcla a la del propano. Tal como se obtuvo en el previo PDM, consideramos el caso de etapa sencilla ( simple) , y el de dos (2) etapas ( economizador) para el sistema de refrigeración. El resúmen de los resultados se exponen en las Tablas 2 , A&B.

Tabla 1. Composición del Fluido térmico para los 11 casos estudiados

 

Considerando la representación gráfica de los resultados de la simulación, la data de las Tablas 2, A&B se detallan en forma adimensional mediante las Figuras 2 al 4. El propano puro ha sido la selección para el caso base, y el rendimiento de los otros casos tomados en comparación a éste. La Figura 2 representa el efecto de impurezas de etano y butanos en el caudal de circulación requerido. Nótese que en esta Figura, y las subsiguientes, la coordenada “y” es la relación de las variables de los casos 2 al 11 ( caudal de circulación, carga térmica del condensador, o la potencia de compresión) dividida por la variable del caso 1 respectivamente. Similarmente, la coordenada “x” es la relación referente a los casos 2 al 11 del peso molecular al peso molecular del caso 1. Recuerden que el caso 1 representa el propano puro como caso base. Como muestra la Figura la impureza de etano aumenta el caudal de circulación. Las incidencias incrementadas de butanos se refleja en una disminución del citado caudal. El efecto de etano es aproximadamente el doble en comparación con el caso del butano para un nivel de contaminación idéntico.

Las Figuras 3, y 4 representan el efecto las impurezas de etano y butanos sobre la carga térmica del aeroenfriador (condensador), y la potencia de compresión requerida respectivamente. Estas dos Figuras indican que tanto el etano como los butanos aumentan la carga termica, asi como la potencia citada. Es interesante notar que el efecto de las impurezas de los butanos es el doble de los butanos para los mismos niveles de concentración molar de impurezas.

Al revisar las Figuras 2 al 4, se pueden resumir las siguientes observaciones:

1. Las impurezas impactan el rendimiento de un sistema sencillo de refrigeración.
2. La tendencia del impacto de estas impurezas es similar para el sistema de refrigeración sencillo de una sola etapa, asi como el de dos etapas empleando el separador economizador.
3. Imponiendo una temperatura constante de descarga en el evaporador ( chiller) . la temperatura de la corriente de alimentación del refrigerante tuvo que ser disminuida, lo cual resultó en una disminución de la presión del chiller ( Ver Tablas 2 , A&B). Esto causó un una relación de presion incrementada, y por consiguiente un aumento en la potencia de compresión. De igual manera se observa que mientras aumenta la impuerza de etano, se ve aumento correspondiente en la presión de descarga de compresión, asi como la de operación del condensador. Para el caso de la refrigeración sencilla el aumento de la presión de descarga se elevó de 1270 a 1417 kPa cuando la impureza de etano fue variada entre 0 a 5 % molar.
4. ara el caso de propano puro, la potencia de compresión y la carga térmica del condensador fueron mínimas.
5. Para el economizador, la alimentación a la primera etapa de compresión refleja mayor peso que la alimentación a la segunda etapa, debido a las condiciones del equilibrio instantáneo ( flash). Los componentes de menos peso se descargan con la corriente de vapor, mientras que los de mayor peso de despojan con la corriente del líquido.

G4 (Gas Conditioning and Processing) and G5 (Gas Conditioning and Processing – Special).

By Dr. M. Moshfeghian
Translated by Dr. Frank Ashford

Reference:

1. Campbell, J.M., “Gas conditioning and Processing, Vol 2: The Equipment Modules”, 8th Edition, Edited by R.A. Hubbard, John M. Campbell & Company, Norman, USA, 2000.
2. ASPENone, Engineering Suite, HYSYS Version 2006, Aspen Technology, Inc., Cambridge, Massachusetts U.S.A., 2006.

En este Previo del Mes (PDM) demostraremos el efecto de las impurezas presentes en el fluido térmico sobre el rendimiento de un ciclo sencillo de refrigeración mecánica con propano, asi como uno de dos etapas con un separador economizador. Puntualizaremos el efecto sobre la potencia de compresión, el caudal de circulación de propano, y l carga térmica del condensador.

El objetivo de un sistema de refrigeración es el de extraer calor a bajas temperaturas de un fluido de proceso y transferirlo a un ambiente de alta temperatura donde se despoja al medio ambiente. La cantidad energética depende del caudal de calor que se debe eliminar del evaporador (chiller), y hasta que nivel térmico se debe llevar este calor, lo cual se determina con la diferencia entre las temperaturas del evaporador , y el condensador. La refrigeración mediante la compresión es, sin lugar a duda, la utilizada como mayor frecuencia en el proceso de refrigeración. Posee un amplio rango de aplicaciones en la industria de procesamiento del gas. Proporciona el enfriamiento para:

1. Extracción de los LGN (NGL) , Producción del GLN (LNG), Almacenamiento del producto GLP(LPG).
2. Control de Punto de Rocío para los LGN, y el vapor de agua.
3. Reflujo para los Desetanizadoras/Desmetanizadoras.

Los detalles de un ciclo sencillo, y uno de dos etapas con separador economizador se presentan en el Capítulo 16 del Vol II, ¨Gas Conditoning and Processing¨ de la John M. Campbell & Co. Similar al PDM previo, los diagramas de flujo de proceso (PFD) para el caso sencillo, asi como para el economizador se muestran en la Figura 1. Nótese que se toman en consideración las caídas de presíon en los distintos lazos del proceso.

Consideremos el caos del PDM anterior en donde el objetivo fue el de remover 2778 kW de gas de proceso a -35 °C, rechazando éste calor al medio ambiente mediante la incorporación del compresor a 35 °C. las predeterminaciones para las caidas de presión fueron: en la linea de descarga del compresor hacia el condensador, y en el condensador 50 kPa, en el evaporador 5 kPa, en la linea de succión del compresor 30 kPa, entre las dos etapas del separador economizador 20 kPa, y entre el spearador, y segunda etapa del compresor 20 kPa. Se usó el propano puro como fluido térmico, y una Eficiencia Isoentrópica de 75 % fue asumida para todos los casos. Para el separador economizador, se aplicó la presión entre etapa optimizada, lo cual redujo la potencia total de compresión requerida. En este estudio todos los ejemplos fueron arrojados aplicando lo disponible en el systema HYSYS software (2)

La producción de propano se logra mediante el fraccionaminto del LGN; sin embargo el logro de una pureza de 100 % es impráctico bajo consideraciones económicas. De manera que le propano como fluido térmico normalmente presenta pequeñas fracciones de impurezas tales como el etano, y los butanos.

Figure 1. Process flow diagram for the simple and flash economizer refrigeration systems

Tabla No. 1. Composition of the working fluid for the 11 cases studied

Estos componentes fueron considerados como impurezas, y su impacto en el rendimiento del sistema de refrigeración fue analizado. La composición y peso molecular de los once (11) casos estudiados se presentan en la Tabla No. 1. La última columna representa la relación del peso molecular del fluido termico sobre el de propano puro. Como en el PDM anterior, consideramos un sistema de etapa única ( sencillo), y el de dos etapas ( economizador) para el sistema de refrigeración. El resúmen de los resultados de ésta simulación se presentan en a Tabla No. 2.

Tabla No. 2. El resúmen de los resultados de ésta simulación

Para la presentación gráfica de las simulaciones, la data en la Tabla 2 fue ordenada en forma adimensional. Esta se refleja en las Figuras 2 hasta la 4. El caso base se fija para el propano puro , y los demas ensayos se basan en comparación con éste. La Figura 2 arroja el efecto de las impurezas de etano y los butanos sobre el caudal de circulación. Nótese que en ésta y las subsiguientes la coordenada – y es la relación de los casos 2 hasta el 11 referente a las variables: tasa de circulación, carga témica del condensador, y potencia de compresión vs. la misma para el caso1. En forma similar la coordenada – x es la relación de los casos 2 hasta el 11 referente al peso molecular para el caso1. Debe quedar claro que el Caso 1 representa el caso base del propano puro. Como se muestra por esta Figura el etano tiene poco efecto sobre la tasa de circulación, en discordancia con el impacto de los butanos,. El aumento de las impurezas de butanos causa una disminuución en la tasa de circulación.

Las Figuras 3, y 4 representan el impacto de impurezas de etano y butanos sobre la carga térmica del condensador, y la potencia del compresor respectivamente. Estas dos Figuras indican que los butanos no representan mayor impacto sobre las cargas de condenasción, y compresión. Sin embargo, la presencia de etano aumenta la cargas térmicas del condensador, y el compresor. En este estudio, se mantuvo la temperatura del evaporador ( chiller) constante en -35 °C, pero la temperatura de descarga de la unidad variaba en función de la calidad y cantidad de las impurezas. De manera que la temperatura de acercamiento tambien variaba. En el próximo PDM, se analizará esta condición manteniendo esta temperatura de acercamiento cconstante.

Analizando la Figuras 2 al 4 , se puede observar lo siguiente :

1. Las impurezas impactan el rendimiento del systema sencillo de refrigeración.
2. La tendencia del impacto de las impurezas es similar tanto para el caso de ciclo sencillo, asi como para la instancia del ciclo economizador.
3. El impacto de las impurezas sobre el comportamiento del separador economizador es menos pronunciado que el del ciclo sencillo de refrigeración.

Para informarse mas sobre casos similares, y como minimizar problemas operacionales, sugerimos que los lectores asistan a nuestros Cursos técnicos: G4 (Gas Conditioning and Processing) and G5 (Gas Conditioning and Processing – Special).

Written by Dr. M. Moshfeghian
Translated by Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Campbell, J.M., “Gas conditioning and Processing, Vol 2: The Equipment Modules”, 8th Edition, Edited by R.A. Hubbard, John M. Campbell & Company, Norman, USA, 2000.
2. ASPENone, Engineering Suite, HYSYS Version 2006, Aspen Technology, Inc., Cambridge, Massachusetts U.S.A., 2006.