De un Comienzo Desconocido y Humilde…                                    

 

La fabricación de una nave de carga gubernamental llamada la Marlene Hitch, entregada durante Julio del 1945 en Duluth MN, desconocidamente introdujo la base para la actividad comercial de “cambio de mundo” para exportación del Gas Natural Licuado  (GNL, “LNG”) como fuente viable energética. La nave luego renombrada la Methane Pioneer, mostrada en la Figura 1, fue reacondicionada para el transporte marítimo del GNL, y diseñada para cargar  5000 m³ (31,450 Bbls) de GNL equivalente a unas 2,335 toneladas (110 MMpcs).

 

Su viaje inaugural fue desde la facilidad de producción del GNL de Constock en el rio Calcasieu en Louisiana, llevando la primera carga marítima  mundial del GNL. Partió del puerto el 25 de enero 1959 y llegó a su destino a Canvey, Inglaterra el 20 de Febrero, tomado 27 días para su viajo por el Atlántico.

 

 

Figure 1. Methane Pioneer [1]

 

Desde esa fecha, la evolución de los valores mundiales de Exportación/Importación del GNL ha incrementado desde un inicio de 10-50 millones de toneladas (métricas) anuales (mtpa) durante la era 1970-1990 hasta 100 mtpa durante el 2000, y duplicándose una vez más durante el 2010 hasta 201 mtpa. Llegando al 2017 la demanda mundial para el GNL fue  incrementada hasta unos 400 mil millones de metros cúbicos (14,130 mil millones pies cúbicos) equivalentes a unos 291 mtpa [2]. Para poner esto en perspectiva, solo 1 mtpa puede proveer unos 7.2 mil millones de kWh de energía (asumiendo una planta de conversión energética de 50 %.). Esa cantidad de energía puede abastecer casi 700,000 viviendas en los USA en sus insumos energéticos anuales, asumiendo una demanda promedio  de 10,400 kWh [3].

 

Ahora, multiplique estos valores por 291 para estimar la energía que fue comercializada vía el GNL durante el 2017. El GNL es un contribuyente significativo en poder cumplir con las demandas energéticas mundiales. Esto es referenciado comúnmente como la Cadena de Valor del GNL como se demuestra esquemáticamente en la Figura 2. Al nivel más básico, el GNL de carga – base es un negocio de transporte que permite la venta del gas de suplidores quienes poseen reservas en exceso, así como capacidad para el consumidor quienes carecen de los recursos básicos del gas natural para abastecer sus requerimientos energéticos.

 

Figure 2. The LNG Value Chain [4]

 

 

Se prevé que la Industria continuará en crecimiento para el futuro previsto. Un pronóstico de Shell hasta el 2035 se presenta en la Figura 3. Nótese que el CAGR es la tasa compuesta de crecimiento anual.

 

 

Figure 3. Global gas supply by source [5] 

 

 

El futuro se ve con muchas esperanzas; sin embargo, muchos criterios limitantes se presentan incluyendo los precios energéticos mundiales, estructuras contractuales, y asuntos de oferta y demanda. Existe un bosquejo cambiante de los nuevos hallazgos del GNL (LNG), incluyendo las decisiones principales de inversión de capital para un nuevo nivel base de las facilidades de licuefacción las cuales se efectuarán en los próximos años venideros.

 

 

Que es el GNL???

 

El GNL es un gas natural del cual se han eliminado todos los contaminantes (principalmente el H₂O, H₂S, CO₂ y mercurio, así como los hidrocarburos pesados), para poder lograr su conversión a un líquido a temperaturas criogénicas. El GNL se almacena y transporta a aproximadamente -160 ºC (-260 ºF) y presión  atmosférica. Dependiendo de la composición del gas de alimentación al conjunto de licuefacción, más los contratos de entrega del GNL, el GNL producido reflejará un rango de composiciones y propiedades físicas, de un gas pobre a rico tal como se observa en la Tabla 1.

 

Table 1. Ejemplo de las Propiedades del GNL

 

 

Las composiciones típicas del GNL es principalmente las parafinas de bajo peso molecular (C₁ – C₄), con mínimas cantidades de N₂, y posiblemente C₅ en algunas instancias. La composición del GNL que un País, por ejemplo Japón, prefiere adquirir depende primariamente en la infraestructura local (futes de potencia, áreas residenciales, pautas industriales, etc.) La composición del gas natural en las redes de utilidad a través de mundo puede variar de rico a pobre dependiendo en cómo fue desarrollada originalmente la infraestructura.  En los EEUUAA, la industria del gas natural comenzó la extracción de los líquidos del as natural (LGN) durante 1910, de manera que la infraestructura fue instalada para emplear en gas muy pobre como las fracciones pesadas han sido removidas para ser vendidas en el mercado local de los líquidos. En otras localidades, existe demanda limitada para los LGN, de manera que en estas instancias el gas en la red nacional tiende a ser más rico y con mayores fracciones pesadas. Algunos ejemplos de las especificaciones globales del GNL se muestran en la Figura 4. Si la composición del GNL contratada no cumple con la capacidad de calor requerida, el GNL re gasificado puede ser mezclado con algunos componentes más pesados o el nitrógeno en la terminal de recepción.

 

Figure 4. Ejemplo de las Especificaciones del Poder Calorífico del GNL [6]

 

 

El Comercio Internacional del Gas Natural y el GNL – como se relacionan?

 

El GNL es un componente integral del comercio mundial del gas natural. Durante el 2017, en el orden de unos 30% del consumo del gas natural (3 680 x 10⁹ std m³/año (355 Bpcsd)) fue comercializado vía gasoducto o GNL, y el 35% de este intercambio internacional fue mediante el GNL (393.4 x 10⁹ std m³/año  (37.9 Bpcsd)). De manera que es razonable revisar con algún detalle es estado de las Reservas, Producción, y Consumo de esta comodidad en la base mundial citada.

 

La Figura 5 [1] indica la evolución de las reservas del Gas Natural  entre el 1997 hasta 2017. Nótese que los aumentos en décadas se mantienen algo constantes, y las reservas totales acorde con el 2017 se estiman en unos 193.5 trillones de metros cúbicos (TMC) (6 832 trillones de pies cúbicos, TPC). El Medio Oriente se pauta como líder en las reservas citadas, con los EUA solo contabilizando unos  8 737 mil millones de  metros cúbicos (308.5 miles de millones de pies cúbicos).

 

 

Figure 5. Distribución de las reservas probadas entre 1997- 2017 [1]

 

Existe considerable desacuerdo con esta cifra entre los expertos, con los argumentos que puede haber discordancia por un factor de diez debido a la existencia de mayores reservas de gas dentro de los EUA que lo reportado.

 

Tomando en cuenta la existencia del gas lutítico disponible, así como la producción de los yacimientos no-convencionales (baja permeabilidad “cerrados”), y las reservas potenciales del gas carbonífero (CBM – Metano de Lechos Carboníferos), Estratos Carboníferos (CSG), las reservas actuales disponibles dentro de los EUA presentan cifras algo difíciles de identificar. Es punto importante para considerar; sin embargo dados los valores reportadas para las Reservas y Entrega del gas Natural, éstas podrían ser de baja estimación.

 

Un indicador calve de la utilización efectiva de la energía del gas natural es el seguimiento Regional (Nación) de la Razón Reservas – a – Producción. Esto presentará una indicación de la longevidad de la producción de gas sostenible. Mientras mayor la relación Reservas a Producción, se ve mayor capacidad para sostener la producción citada.

 

Nótese que la Figura 6 indica una posición marcadamente diferente del Continente Norte Americano en términos de la Relación Reservas – Producción cunado comparado con Rusia o el Medio Oriente. El Medio Oriente alcanza un nivel de 120, mientras que N. América solo refleja 10. Las cifras de Canadá llega un nivel de 66-67 TPC (1.87-1.90 TMC), de manera que su posición coincide con el estado de N. América (EUA). Estas cifras del gas natural no han cambiado notablemente durante los últimos 5 años, indicando que los “hallazgos” del gas natural se han visto coincidentes con la producción comparable a unos 708 – 736 BMC (25-26 TPC) anual. (Nótese que BMC son miles de millones ).

 

 

 

Figure 6. Relación Global Reservas-a-Producción

 

 

La producción y consumo del gas natural de un país puede resaltar el impacto que conlleva el gas en el suministro de energía sustentable para la población. Las estadísticas del gas natural de los Eatados Unidos se muestran en la Tabla 2. Este país es el mayor productor y consumidor del gas natural. Este consumo es aproximadamente un 20 % de gas natural producido a nivel mundial, mientras que las Reservas de este País solo se aproximan a un 5% de las mundiales. Esta información arroja la pregunta, son los estimados de las reservas de Norte América un estimado válido? Solo el tiempo y los criterios de exploración/producción podrán responder a esta indagación.

 

 

Table 2. Estadísticas del Gas Natural de los Estado Unidos [1]

 

Otra manera de analizar el comercio del gas natural se muestra en la Figura 7. Los países exportadores se presentan en puntos rojos si envían mediante el GNL, puntos azules si es por gasoducto, y las amarillas aquellos países que aplican tanto el GNL, así como los gasoductos. Si se traza una diagonal del punto superior izquierdo hacia el fondo a la derecha, se notará que los países exportadores generalmente en la región superior derecha, y aquellos países importadores en la región izquierda inferior. La abscisa (x) muestra la dimensión del recurso de cada país, y la ordenada (y) demuestra la disponibilidad del mismo para su exportación.

 

Figure 7. Reservas/Consumo del Gas Natural vs. Reservas Globales 2016 [1]

 

En resumen, las Figura 5 al 7 indican la comparación de la producción/consumo global más las reservas. La Tabla 3. presenta los primeros 20 países de consumo y producción del 2017.

 

 

Table 3. Primeros 20 Países de Consumo y Producción del 2017 [1]

 

 

Como se relación esta data estadística con el mercado mundial del GNL? En forma resumida, provee el paisaje mundial de los países ricos en gas natural de exportación vs. aquellos que dependen de las importaciones. De igual manera introduce una vista interna de los factores impulsores para catalizar la entrada para que los EUA entren al negocio internacional del GNL.

 

La revolución lutitica de los EUA resultando en precios locales muy reducidos para el gas natural (suministro en exceso), y restringido, o capacidad de transmisión via gasoducto no existente hacia los mercados de fallas energéticas, han resultado en una inversión en las facilidades de exportación del GNL una consideración muy seria! Históricamente, la venta del GNL se ha vendido mundialmente en una base de costo de energía equivalente con la venta de crudos, comúnmente referido al Coctel de crudos Japoneses (JCC). Sin embargo, con la emergencia de los Estado Unidos como suplidor principal del GNL, se ha visto acuerdos nuevos comerciales. De cualquier manera, el valor del gas natural en Alemania, el Reino Unido, y Japón  (países importadores) es significativamente mayor al mismo en los Estado Unidos, de manera que se reconoce una alza en este valor logrando la exportación del GNL.

 

 

Figure 8. Tendencia Histórica para los Precios del Gas Natural Basado en Energía $/MMBtu ~$Mscf [1]

 

Como se muestra en la Figura 8, el costo del gas natural en Japón durante el 2017 se ubicó en el rango entre 7.50 8.00 $/MMBtu; costos similares se reflejaron para otros importadores tales como China, y Corea del Sur. Este costo en Europa fue de unos 5.80 4/MMBtu. En este periodo el valor del crudo importad fue de 45-55 $/Bbl. El valor del gas natural en los Estados Unidos se basa en el índice de precios del Henry Hub (Golfo de Méjico), y se sigue fijando en menos de 3 $/MMBtu.

 

Con esto dicho, se han realizado importantes inversiones continuadas en las facilidades de exportación del GNL dentro de los EUA.

 

 

 

El participante Nuevo en el negocio – EUA.

 

Existen 21 facilidades de exportación de GNL a través mundo. La producción del producto por cada nación se refleja en la Figura 9. Qatar es el País que lideresa esta producción y exportación de unos 103.5 BMC (76.6 mtpa), asumiendo una conversión de 1350 m³std/tonne. Las siete naciones que están al frente de esta actividad (Qatar, Australia, Malasia, Nigeria, Indonesia, y los EEUUAA) dominan las exportaciones con unos 298.9 BMN, o 221 mta. Los Estados Unidos ha alcanzado un nivel importante internacional como el número seis de este grupo de naciones con la exportación de unos 17.4 BMC de gas exportado equivalente a 12.5 mtpa del GNL.

 

 

Figure 9. Producción del GNL por Nación [1]

 

La decisión de los Estados Unidos para incorporarse agresivamente dentro del mercado de exportación del GNL ha sido fenomenal. Asumiendo que la disponibilidad y entrega del gas natural dentro del país mantendrá su crecimiento, de esta manera manteniendo su costo al nivel de 3 $/MMBtu al nivel nacional, el valor agregado de esta comodidad es espectacular cuando se comercializa de manera internacional. Por ejemplo, consideren la producción nacional citada de 12.4 mta, la cual es de unos 600 BPC (miles de millones) por año o 1.64 BPC/d. Esta cifra es solo una fracción de los volúmenes de producción/consumo de unos 71 BPC/d efectivos actuales. Si se asume que el poder calorífico del gas es de unos 1000 Btu/pcs, se puede aproximar con facilidad el saldo efectivo de comercializar el gas en ambiente internacional. Este valor neto “agregado” al gas sería la venta de 1,640,000 miles de pies cúbicos estándar (MPCS/d) con un diferencia neto de unos 5.5 $/MPC ( $8.50 ponderado en el mundo vs 3.0 $/MPC en el Henry Hub), la cual genera unos 9 millones de dólares por día  por las tres facilidades involucradas. El esfuerzo se ve bien justificado! Sin embargo, cabe mencionar que este valor citado no considera los CAPEX, OPEX, y gastos de transporte, pero apunta al potencial significativo en las ganancias de este esfuerzo.

 

Son unos 24 Países que importan el GNL. Durante el 2017, los consumidores principales fueron Japón con 113.9 BPC (84 mtpa), seguidos por China con 52.6 BPC (39 mtpa), Corea del Sur con 51.3 BPC (38 mtpa), e India con 25.7 BPC (19 mtpa) (BPC = miles de millones de pies cúbicos). El resumen de esta información de presenta en la Figura 10. El mercado del GNL es significativo, y los estimados por su crecimiento continuo, mientras es visto con cautela por algunos expertos, siempre se ve de ambiente positivo para el futuro.

 

 

Figure 10. Importaciones Globales del GNL [1]

 

 

Un Resumen de los Terminales de Importación/Exportación Existentes, y Propuestos en los  EUA Continental

 

Como se observa en la Figura 11, hasta el 2018 existen 12 terminales de importación del GNL dentro de los EUA Continental. Durante este mismo año se cuentan con dos  facilidades de exportación que incluían Cove Point, Md. Y Sabine Pass, LA. La capacidad neta de estas fue de unos 3.8 BPC/d. Sin embargo solo se produjeron 1.65 BPC/d para lograr el nivle de exportación de los 12.5 mtpa. Existe una capacidad neta en cada facilidad, y las proyecciones son para lograr un total de 4 BPC/d. Como se observa en la Figura 11, los EUA se ve en una posición única para aumentar su producción del GNL y así aupar su posición como exportadora mundial. Existen 9 facilidades adicionales aprobadas para las modificaciones de exportación así convirtiendo éstas de importadoras a exportadoras. El tiempo y desembolso requerido para lograr tales conversiones es algo menor en comparación con un proyecto greenfield del GNL.

 

Figure 11. Terminales en Norte América del GNL [7]

 

 

La Figura 12 suministra la capacidad anticipada de la exportación del GNL dentro de los EUA obtenidos del “Energy Information Administration” (EIA). Para comparar este crecimiento rápido del GNL de los EUA en comparación con otros países, por ejemplo Australia,  se debe primero observar el crecimiento de la Facilidad Chenier Sabine Pass. El tren 6 de ésta obtuvo el último nivel FID (Final Investment Decision) durante principios de este año. Una vez completada, cada tren de los 6 poseen capacidad de 4.5 mtpa, resultando en una capacidad de exportación de 27 mtpa solo para esta unidad. La Plataforma Noroeste de Australia (una de la facilidades más grandes y de primera instalación) produce 16.3 mtpa del GNL. La instalación de Sabine Pass empequeñecerá esta de Australia cuando se encuentra en producción. Como se observa en la Figura 12, se estima que los EUA podrán acrecentar su capacidad de manera rápida y convertirse en líder del mundo en esta gestión para el 2021. Uno debe preguntarse, es esta decisión una acorde con el presente punto histórico del mundo en la comercialización del Petróleo, Gas, LGN, y GNL? Estas decisiones incluyen varios aspectos “no vistos” los cuales consideran aspectos críticos económicos/políticos/industriales entre Éstos y los EUA más otras naciones las cuales persiguen la misma posición de liderazgo en el mundo.

 

El mundo de comercialización del GNL es muy complejo. Sin embargo, los EUA disfrutan de una posición de flexibilidad. Se deben realizar muchas decisiones, pero siempre está presente la capacidad industrial. En mucha formas los EUA se transformado en el gigante dormido del GNL que aún no se ha reconocido.

 

Figure 12. Capacidad del GNL en los EUA, Presentación de Inversionistas [8]

 

 

Para informarse adicionalmente sobre el GNL le sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas  G2 (Overview of Gas Processing),  G29 LNG (Short Course : Technology and the LNG Chain), and G4 LNG (Gas Conditioning and Processing-LNG Emphasis)

Written By: Dr. Frank E. Ashford

                        Kindra Snow-McGregor

---

References

1. Reprinted with permission, American Oil and Gas Historical Society

2. BP – Statistical Review of World Energy, 2018 (for 2017)

3. US Energy Information Administration, Frequently Asked Questions

4. Short Course: Optimising Terminal and Ship Operations, John A Sheffield, 2018.

5. Shell LNG Outlook 2019

6. Coyle, D., de la Vega, F., Durr, C., “Natural Gas Specification Challenges in the LNG Industry”, KBR, Paper PS-47.

7. FERC, https://ferc.gov/industries/gas/indus-act/lng/LNG-existing.pdf

8. U.S. Energy Information Administration, company investor presentations, Dec. 2018.

9. Statista Research Department, 2019.

10. G-29 “LNG Short Course: Technology and the LNG Value Chain”, ©PetroSkills | John M Campbell, 2019.

---

Sign up to receive the Tip of the Month directly to your inbox!

Este previo del mes muestra la manera en que un Método Resumido (MR) posterior a una Prueba De Rendimiento (PDR) puede ser empleada para pronosticar la vida útil de una Tamiz Molecular tipo 4A en proceso de deshidratación de alimentación de un gas natural saturado de agua.

 

El previo del Mes de Mayo 2015 [1] discutió los beneficios del tiempo de espera. En ese previo (al cual el lector se le sugiere revisitar) un estudio de caso fue presentado para un sistema de tres torres de deshidratación. Este sistema fue diseñado para cumplir con una vida operacional útil de tres años; sin embargo, una PR después de un año de servicio produjo resultados que indicaban solo dos años de servicio de la unidad. Aplicando el tiempo de espera disponible para las tamices, su vida útil fue extendida a unos 3.7 años.

 

Los resultados citados  calculados se lograron aplicando los conceptos resumidos en el Capítulo 18 del Volumen 2 del texto “Gas Conditioning and Processing”: Volume 2 – “The Equipment Modules”, (9ª Edición) [2]. Debido al resultado no lineal del proceso de modelaje, los cómputos manuales son tediosos. El PDM de Junio 2016 [3] indicó la manera en que un modelo de computación preparado para el conjunto de cómputos por computadora “computer software” para el programa GCAP de la PetroSkills-John M. Campbell [4] podría ser aplicado para cumplir con el mismo cómputo. Entre otras habilidades, el módulo GCAP calcula directamente el factor de vida FL, el cual genera resultados de mayor consistencia comparada con un examen visual de las curvas Genéricas de Declinación de las Tamices Moleculares (Figura 1).

 

 

Figura 1. Una Figura de Curvas de Declinación Genérica para las Tamices Moleculares 

 

 

 

Método Resumido (MR):

 

Efectuando unas presunciones simplificando el tema, se puede proceder con los cómputos manuales ligeros en su aplicación. Este MR le permite a un Operador o Ingeniero de la Facilidad determinar rápidamente la durabilidad de vida de las tamices moleculares. Estas presunciones, las cuales consideran la mayoría de las facilidades de deshidratación en el campo incluyen:

 

1. Gas Natural saturado con agua en el campo
2. Las condiciones de alimentación se mantienen relativamente constantes durante la vida útil del sistema de las Tamices
3. Gránulos Tipo 4A-de 1/8 pul. (3 mm) o los de 4×8 son aplicado.
4. La carga de equilibrio inicial sobre el lecho es de 23 por ciento en peso de agua
5. La carga residual del agua es de 4 por ciento
6. 5 % del peso del lecho se concentra en la Zona de Transferencia de Masa (ZTM)
7. El desgaste normal de vida útil es mostrado en las curvas de la Figura 1. Si se presentan desajustes tales como la irrigación del lecho por líquidos, fallas en soporte del lecho, alteraciones de las válvulas, contaminantes en el gas de regeneración, canalización del flujo, las tendencias de la citada Figura serán algo distintas.

 

 

El Capítulo 18 del Volumen 2 de la serie “Gas Conditioning and Pocessing” , Vol. 2 “The Equipment Modules” [2] ( 9ª Edición ) [2] contiene las ecuaciones que permiten el computo de la masa total de las tamices, la carga lograda en el tiempo de erupción (CTE, o la Carga Util ) , más la carga “envejecida” de equilibrio. Aplicando la presunción detallada, junto con las ecuaciones del Capítulo 18 podemos justificar que:

 

F_L = BTL/18       (1)

donde:

F_L        = Factor de Vida

BTL (CTE)= (100)(masa del agua removida/masa tamiz molecular)   (2)

 

Lo restante de este Previo del Mes efectuará comparaciones del MR con aquellos obtenidos de los cómputos rigorosos manuales y el método generado por computadora.

 

 

MR vs el Método Rigoroso:

 

La Figura 2 indica el Diagrama de Flujo del proceso aplicado en el Caso de Estudio [2]. Las Tablas 1 arroja el Criterio de Diseño. La Tabla 2 presenta el resumen de Diseño. La Tabla 3 muestra los resultados. La Tabla 3 presenta los resultados de la PDR luego de un año de operación (nótese que el gasto de la alimentación y la temperatura durante este lapso son algo distinta a la de las bases de diseño).

 

 

Figura 2. Diagrama de Proceso de Flujo típico para un sistema de 3-Torres de Deshidratación [2]

 

 

Tabla 1. Bases de Diseño para el Caso en Estudio

Tabla 2. Resumen de Diseño para el Caso en Estudio

Tabla 3. Resultados de la Prueba de Rendimiento (PDR) después de 12 meses de operación

 

 

Información adicional aplicada en el Caso en Estudio:

► Sistema de 3 torres ( 2 torres en adsorción , 1 en regeneración)

► Aislamiento Externo

► DI de la Torre  = 2.9 m (9.5 pies)

► Cada Unidad contiene  24630 kg [54300 lb_m] de gránulos de tamiz tipo  4A 4×8 y es diseñada para una duración de tres años.

► Circuito de Regeneración capaz de manejar un 15% de flujo adicional

► Unidad de operada en tiempo de ciclos fijos

► No se asumen cambios discordantes tales como el arrastre de líquidos, inadecuada distribución de flujo, etc.

 

 

 

Lo siguiente es un récipe para la aplicación del MR:

 

1. Aplicar la Ecuación 2 para calcular el diseño del CTE = 10.6 wt %
   10. BTL (CTE) =100 (16 hr)(163 kg agua removida/hr)/(24630 kg tamiz mol =10.6%
   11. BTL (CTE) =100 (16 hr)(360 lb_m agua removida/hr)/(54300 lb_m mol sieve) =10.6%
2. Emplear la Ecuación 1 para calcular el F_L de diseño F_L   = 10.6/18 = 0.59
3. Ubicar el F_L de diseño en 1095 ciclos en la Figura 3, Factor de Vida Calculado (F_L=0.59 & 3 años de ciclos de  24-horas  por torre es  equivalente a 1095 ciclos).  Este es el punto de Diseño F_L.
4. Aplicar la Ecuación 2 para calcular  el PDR CTE = 12.0 wt %
   20. CTE =100 (20.9 hr)(141 kg agua removida/hr)/(24630 kg tamiz mol) =12%
   21. BTL =100 (20.9 hr)(312 lb_m water removed/hr)/(54300 lb_m tamiz mol ) =12%
5. Aplicar la Ecuación 1 para calcular PDR F_L = 12/18 = 0.67
6. Ubicar PDR F_L a 365 ciclos en la  Figura 3, Factor de Vida Calculada (F_L=0.67 & un año de ciclos de 24-horas por torre es equivalente a 365 ciclos).  Este es el punto PDR F_L.
7. Por cuanto el punto PDR F_L Point se ubica por debajo de la curva más baja que la del diseño del punto F_L de diseño debemos estar algo preocupados sobre el caso.  Interpolando y  extrapolando la curva de declinación de capacidad del punto PDR F_L, podemos observar un  F_L de 0.67 (el de Diseño del F_L) sucederá posterior a unos 750 ciclos totales. Esto representa un periodo de un año menos que el esperado de vida útil para la unidad.

 

 

Figura 3. Factores de Vida Calculados

 

 

Por cuanto la unidad posee un circuito de regeneración que maneja un 15 % adicional de flujo el ciclo completo (calentamiento, enfriamiento, despresuización – represurización) puede ser reducido a 7 horas. Esto permite que los lechos tengan ciclo más rápido. Aplicando el ciclo reducido (es ahora 21 horas vs 24 horas originales) y las condiciones de la base original con el récipe del MR:

 

1. Calcular Fin de Vida CTE = 9.3 % peso (Ecuación 2)
   9. CTE = 100(14 hr)(163 kg agua removida/h)/(24630 kg tamiz mol) = 9.3%
   10. CTE = 100(14 hr)(360 lbm agua removida/h)/(54300 lbm tamiz mol) = 9.3%
2. Calcular Fin de Vida F_L = 9.3/18 = 0.52 (Ecuación 1). Esto se ve por cuanto menos agua se adsorbe por ciclo.

Interpolando y extrapolando del  PDR punto FL, se observa el FL de fin de vida de 0.52 el cual ocurre en unos 1400 ciclos (ver Figura 4). Como 365 de estos ya han sido ejecutados y el futuro pretende un tiempo reducido de regeneración, se pronostica la vida util de las tamices en 3.5 años

 

 

Figura 4. Factores de Vida Calculados Aplicando Tiempo de Espera

 

 

La Tabla 4 compara los resultados de la MR al mas rigoroso por computos manules (Previo del Mes Mayo 2105) y los resultados generados por computadora (Previo del Mes de Junio 2016).

 

 

Tabla 4. Comparación de los Tres Métodos

 

 

La diferencia entre la vida pronosticada aplicando el tiempo de espera indicado por el modelo de computación y los dos métodos manuales se observa a la inherente discordancia en la interpolación de la data de las Figuras 3, 4. El modela de computación produce el mismo resultado en cada ocasión. Esto no se puede confirmar cuando los resultados son visuales con lectura de las citadas Figuras. La Figura 5 indica los resultados del modelo de Computación GCAP [3]. Nótese que cuando se emplea una sola curva, cuando mayor el FDV FL, menor Número de Ciclos (NDC) remanentes hasta que los lechos deben reponerse.

 

La PDR en el caso citado fue prevista después de 365 ciclos. La pendiente de la curva es algo inclinada en esta región y cambios mínimos en la data pueden impactar las predicciones notablemente sobre la vida util. Mientras que el usuario puede obtener una buena indicación de las condiciones de declinación de su unidad de Tamices, programando PDR’s adicionales es altamente recomendado. Finalmente, curvas genéricas se aplican para estas Figuras. A pesar de estas variaciones, el MR ofrece una manera rápida y fácil para evaluar la declinación de capacidad de su unidad de tamiz molecular.

 

Figura 5. Factor de Vida Proyectado (LF = 54.3 % , y Num. Ciclos 1251.4 si se usa tempo de espera

 

 

RESUMEN:

Podemos arrojar las siguientes conclusiones de este estudio de caso:

1. El método Resumido le permite al usuario la rápida determinación de la declinación de su adsorbente basado en solo una prueba de rendimiento para la deshidratación por tamices moleculares aplicando regeneración de baja presión. Esto permite un plan factible de acción. El método resumido se compara favorablemente con otros métodos más rigorosos manuales así como el proceso por proceso de computación los cuales  requieren una sol prueba de rendimiento.
2. Ambos métodos manuales se apoyan en interpolaciones y extrapolaciones visuales de las curvas genéricas de declinación de las tamices moleculares. Los resultados generados por modelos de computación arrojan resultados de mayor consistencia.
3. Todos los métodos presentados en estos Previos del Mes son tecnologías de “arte – abierto”. Los vendedores de las tamices aplican sus métodos propietarios específicos a sus técnicas de manufactura. Consecuentemente los resultados de las técnicas aplicadas en estos previos deben ser usadas para generar tendencias en vez de valores absolutas.
4. Factores específicos al sitio deben determinar la declinación de rendimiento de la unidad. Ejecución de más de una prueba de rendimiento es altamente recomendado.
5. El tiempo de espera ofrece una amplia flexibilidad de operación pos cunato las curvas de declinación tienden a estabilizarse; siempre se debe considerar esta opción para el diseño de las tamices.
6. La Capacidad de Adsorción es función del número de ciclos, y no el tiempo calendario.
7. Se debe instalar un filtro coalescedor o un filtro separador aguas arriba del Sistema de adsorción para no permitir la entrada de contaminantes al Sistema

To learn more about similar cases and how to minimize operational problems, we suggest attending ourG4 (Gas Conditioning and Processing) and PF-4 (Oil Production and Processing Facilities) courses.

 

Written by: Harvey H. Malino, P.E.

---

Sign up to receive the Tip of the Month directly to your inbox!

---

References

1. Malino, H.M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2015/05/benefits-of-standby-time-in-adsorption-dehydration-process/, PetroSkills – John M. Campbell, 2015

2. Campbell, J.M., “Gas Conditioning and Processing, Volume 2: The Equipment Modules,” 9^th Edition, 3^nd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2018.

3. Moshfeghian, M.  http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2016/06/projecting-the-performance-of-adsorption-dehydration-process/, PetroSkills – John M. Campbell, 2016

4. GCAP 9.2.1 Software, PetroSkills – John M Campbell “Gas Conditioning and Processing Computer Program,” Editor Moshfeghian, M., PetroSkills, Katy, Texas, 2016.

Los problemas que se presentan en intentar lograr las especificaciones de Punto de Rocío en una Planta de Gas de Venta no son infrecuentes. Un Ingeniero de Facilidades puede sospechar un incidente de arrastre de líquidos de un separador cunado interviene en la solución de problemas operacionales de una Planta. El adecuado dimensionamiento de las facilidades de separación es esencial para casi todos los procesos de las citadas Plantas. Muchos de los inconvenientes operacionales se atribuyen a las facilidades inapropiadamente diseñadas o los separadores sub estimados en su función de separación gas – líquido. La siguiente lista presenta algunos puntos que pueden contribuir al arrastre excesivo en la corriente de gas:

 

► El Ks operativo del extractor de neblina es mayor que el de diseño

► El perfil de velocidad a través de extractor es pobre, resultando en velocidades excesivas con inundaciones localizadas/derrames

► Las dimensiones de las burbujas llegando al extractor son demasiado mínimas

► La carga del líquido confluyente impactando el extractor es excesivo

► El extractor de neblina se encuentra dañado o taponeado

► El control de nivel e instrumentación se encuentra de configurado o en falla operativa

► Espuma activa

 

Continuando los PDMs de los meses Diciembre 2005, Enero y Febrero 2019 [1,2,3] este previo investiga el impacto del arrastre de líquido (AL) sobre el rendimiento de una planta de refrigeración mecánica con la inyección de mono etilén glicol (EG o MEG) para el control de Punto de Rocío del gas de venta (CPRH). Específicamente el impacto del AL sobre las cargas térmicas del intercambiador gas/gas, el enfriador (chiller),   el sistema de refrigeración mecánica, y el sistema de la recuperación del propano líquido serán investigadas e informadas.

 

Los detalles de una planta de refrigeración mecánica con inyección de MEG y sistema de regeneración se detallan en los Capítulos 6, 15 y 18 de los Volumenes 1, y 2  [4,5], respectivamente. Adicionalmente, como minimizar el arrastre de líquidos en los equipos de separación se discuten en la sesión técnica de la PetroSkills-John M. Campbell cuyo título es “PF-42 – Separator Equipment – Sizing and Selection.”

 

La Figura 1 presenta el diagrama de flujo de proceso de una Planta típica  CPRH de  control mediante la refrigeración mecánica con inyección del MEG. Esta Figura es similar a la del PDM de  Febrero 2019 [3] con la excepción  que el sistema de refrigeración emplea un economizador de equilibrio instantáneo (flash) con dos etapas de compresión. En este previo, todas las simulaciones fueron llevadas a cabo aplicando el conjunto de programas (software) Unisim R443 [6] aplicando la ecuación de estado Peng-Robinson.

 

 

 

 

Caso en Estudio:

Consideremos el mismo caso presentado en el PDM de Febrero 2019 [3] para un gas rico con las composiciones y condiciones reflejadas en la Tabla 1. Basado en el peso molecular reportado y la densidad relativa de los C7+, la Tabla 2 presenta el Punto de Ebullición Normal (PEN “NBP”), propiedades críticas, y factor acéntrico los cuales se requieren para la ecuación de estado. El objetivo es el de lograr un punto de rocío del gas de venta especificado de  -20 °C (-4 °F) a unos 4000 kPa (580 lpca), removiendo el calor en el intercambiador “Gas/Gas” (IC) con un acercamiento del lateral caliente de  5°C (9°F)  y el enfriador/evaporador (Chiller) 5 °C (-4 °F), rechazando éste a; ambiente mediante un condensador de propano (AC-100) a 37.8°C (100°F). Se emplea el propano puro como fluido de trabajo en la simulación. Las caídas de presión en los intercambiadores Gas/Gas y el “Chiller” se presumen en unos 37.8°C (100°F).

 

Tabla 1. Gas rico de alimentación y condiciones

 

 

Tabla 2. Propiedades Estimadas de los C7+ [4]

 

 

El gas de proceso es separado en el “Separador de Entrada “a 37.8°C (100°F) y 37.8°C (100°F) para remover los condensados. La corriente de vapor de esa unidad (corriente 2) es saturada de agua por el “Saturate 100” para identificar la corriente “2 Húmeda” aguas arriba al mezclado del  inhibidor de hidratos, MEG, corriente “EG1”y la corriente de reciclaje “18 A” de la corriente de vapor del tope de la de – etanizadora (ubicada en el lateral derecho de la Fig. 1).

 

La temperatura aproximada de hidratación de la corriente “2 Húmeda” es 14.7 °C (58.4 °F). El inhibidor inyectado en la entrada del intercambiador Gas/Gas por la corriente “EG1” y a la entrada del Chiller por la corriente “EG2”. La corriente “5”se enfría hasta unos  -8 °C (17.6 °F) y la corriente “7”enfria hasta la especificada de -20 °C (-4 °F) las cuales son menores que las de hidratación de 14.7 °C (58.4 °F). Los gasto de inyección de las corrientes “EG1” y “EG2” para un MEG pobre de concentración 80% de peso y solución de agua sea aproximan por la herramienta de ajuste de UniSim. Un margen de diseño de 1 °C (1.8 °F) TFH por debajo de la temperatura fría de las corrientes “5” y “7” fueron implantadas.

 

Asumiendo un temperatura de acercamiento de 5°C (9°F) y una caída de presión de  6.9 kPa (1 psi) en el enfriador/evaporador “chiller” lateral de la carcasa, la presencia del vapor de propano saturado despojado de la unidad es de 203.3 kPa (29.5 lpca), a una temperatura de -25°C (-13°F). . Asumiendo despreciable caída de presión en la línea de succión de los compresores de propano “K-101” y “K-102”, la presión de succión resultante es 203.3 kPa (29.5 psia).

 

La presión de condensación del propano a la temperatura especificada del condensador de  37.8 °C (100 °F) es 1303 kPa (189 lpc). Las pérdidas por fricción del condensador “AC-100” más las líneas de conexión de descarga de los compresores hacia el condensador fueron fijados en 34.5 kPa (5 psi); de manera que la presión de descarga de la unidad compresora  “K-102” es 1338 kPa (194 lpca). La presión entre – etapas de la unidad fue determinada igualando la potencia para las etapas de compresión del “K-101” y  “K-102”. La eficiencia adiabática de compresión para las dos etapas fue asumida en 75%.

 

La corriente fría 7 es liberada en el separado tri – cásico “V-102” a -20 °C (-°4F) y 3931 kPa (570 lpca). La corriente de vapor “4” de este separador se aplica para enfriar el caudal caliente entrante dirigido al intercambiador, IC, “Gas/Gas.” La corriente de líquidos pesados “8B” (solución rica del MEG) del separado frio es regenerada en la unidad de regeneración (no vista en la Figura 1) y la corriente del MEG pobre regenerado a 80 % por peso es reciclado y empleado en las corriente  “EG1” y “EG2”. La corriente fría “8”del LGN (fase líquida liviana) del separador frio “V-102”, es combinado con la corriente del LGN venidera del “Separador de entrada” de la planta (corriente 3) en el  Mezclador “Mix – 101” para realizar la corriente “9” a unos 5 °C (41 °F) y 3945 kPa (572.2 lpca). Para preparar el líquido a ser alimentado a la de-etanizadora, la especificación del proceso es de aumentar la temperatura del producto LGN , “9A” de aproximadamente  -4°C (25°F) y 1535 kPa (222.6 lpca) hasta 20 °C (68 °F) y 1500 kPa (217.6 lpca) en el intercambiador “E-102” IC. La carga térmica y la temperatura del producto LGN se fijan por las indicaciones de operación de la de-etanizadora. La ciada de presión en “E-102” IC es de  35 kPa (5 lpc).

 

 

Rendimiento y Especificaciones del De-Etanizador:

Tal como el PDM de Febrero 2019, las especificaciones de la unidad De Etanizadora son:

1. Recuperar el 90% del propano en la entrada al producto de fondo, y
2. Relación molar Etano a Propano igual al 5 % del producto de fondo total
3. Presiones de tope y fondo de 1450 and 1500 kPa (210.3 y 217.6 lpca); respectivamente
4. Numero de etapas teóricas en 12 más condensador y rehervidor (determinado por los computes resumidos de balance de materiales)

Los resultados de la simulación del de-etanizador se resumen en la Tabla 3.

 

 

Tabla 3. Resumen de los parametros de la de-etanizadora

 

 

Impacto del arrastre de los Hidrocarburos Líquidos:

El Separador “V-102” es unidad tri – fásico. Bajo condiciones ideales la corriente de vapor (corriente 4) despojado el separador no posee arrastre de líquidos (ADE) y su punto de rocío es el mismo que la corriente 7 de limentación. Rangos típicos de arrastre de los líquidos es de unos 0.013–0.27 m³ líquido/10⁶  m³ std de gas (0.1–2 galones de líquido/MMpcs) [5]. En la práctica debido a las razones citadas en la sección precedente el ADE podría ser mayor. En este previo, el impacto del ADE fue investigado en un rango entre  0 a 3 mol % de líquido en la fase liviana  (fase de líquido liviano) dispersada en la fase de gas. Este líquido consiste de las moléculas de mayor peso causando un aumento en el punto de rocío del gas de la corriente 4 impactando las especificaciones del gas de venta. Para disminuir este impacto del ADL y efectuar el cumplimiento del punto de rocío del gas de venta, los operadores generalmente bajan la temperatura de enfriamiento del gas de alimentación (corriente 7) hacia el separador (“V -102”). Esto se logra solo si el equipo de enfriamiento posee la capacidad de manejar mayor carga térmica.

 

La Figura 2 presenta el punto de roció del hidrocarburo como función del ADL. La Cricondentérmica se desplaza a la derecha mientras que el ADE aumenta. Las curvas del punto de burbuja no se presentan por cuanto el ADL tiene poco impacto sobre estas en aspecto seco.

 

 

Figura 2. Impacto del arrastre de líquido sobre la temperatura del punto de rocío del gas de venta

 

 

La Figura 3 presenta el impacto del ADL sobre el punto de rocío del gas de venta y el enfriamiento adicional requerido para contrarrestar el efecto del ADE. Mientras este aumenta la temperatura del “chiller” de ser disminuida para cumplir con el punto de roción del gas de ventas de -20 °C (-4 °F). Para un 3% de ADL el punto de rocío del gas de venta es -14.4 °C (6.1 °F). Para fijar su punto debido el fluido de proceso, la corriente 7, deber ser enfriada hasta -28.6 °C (-19.5 °F).

 

Mientras disminuye la temperatura del “chiller” para contrarrestar el impacto del ADL, la depresión de la temperatura de formación de hidratos  de las Corrientes 5, y 7 aumenta., lo cual requiere mayor gasto de inyección del MEG. La Figura 5 presenta el  impacto del  ADL sobre la tasa de las Corrientes EG1 y EG2 agua arriba  de los IC Gas/GAS, y chiller, respectivamente. Nótese la inyección del inhibidor para la corriente EG2 aguas arriba del chiller la cual aumenta considerablemente con ascenso del ADL.

 

Si existe arrastre de la fase líquida del hidrocarburo, existe Buena probabilidad que igual se arrastre la fase del glicol. Esto puede resultar en problemas de cumplir con la especificación del punto de rocío e igual introduce una fase dañina al gas de venta, el MEG el cual pudiese no estar permitido en el contrato de ventas.

 

 

Figura 3.  Impacto del arrastre de líquido sobre el punto de rocío del gas de venta (línea sólida)  y la temperatura de alimentación del separador frio (línea punteada) para contra restar el arrastre de líquido.

 

 

Figura 4. Impacto del arrastre de líquido sobre la inyección del MEG aguas arriba del intercambiador Gas/Gas (EG1), y Chiller (EG2)

 

Disminuyendo la temperatura del Chiller para contrarrestar el impacto del ADL igual puede causar un aumento en la potencia de compresión, cargas térmicas de los IC Gas/Gas, chiller, y condensador. Las Figuras 5 A and B ilustran  el impacto del ADL sobre la potencia de compresión, cargas térmicas IC Gas/Gas, Chiller, y condensador respectivamente en unidades SI, y FPS.

 

 

Figura 5A. Impacto del arrastre de líquido sobre la potencia de compresión, y las cargas térmicas del IC GAS/GAS, Chiller, y Condensador.

 

 

Figura 5B. Impacto del arrastre de líquido sobre la potencia de compresión, y las cargas térmicas del IC GAS/GAS, Chiller, y Condensador.

 

La Figura 6 presenta el impacto del ADL sobre la recuperación del propano líquido y recuperación del gas de venta. Esta figura indica que mientras aumenta el ADL entre 0 a 3 % molar la recuperación de propano aumenta entre 17 % hasta 27 % molar, pero la recuperación del gas de venta disminuye de 97 % a 96 % en base molar. El propano adicional se logra por cuanto la temperatura del chiller es menor, lo cual implica mayor OPEX, y CAPEX.

 

Mientras se reduce la temperatura del chiller, mayor etano y metano resultan en fase líquida dentro del separador frio (LTS), V-102. Se deben eliminar estos componentes en la de – etanizadora de manera que la carga térmica del E-102 aumenta, asi como el condensador y re hervidor de la de-etanizadora. La carga de compresión del K-100 igual aumenta. Es posible también lograr en derrame de la unidad de – etanizadora.

 

El condensador frio de la de etanizadora requiere propano para su enfriamiento. Estas unidades también se diseñan sin condensador. El líquido frio del LTS (V-102) se usa como reflujo, y los líquidos del separador de entrada son introducidos a menor nivel dentro de la columna. De esta manera el  V-100 no  requiere. El E-102 es usualmente un intercambiador entrada/producto de fondo. Productos del tope de la unidad pudiesen se dirigidos al gas de venta y no requieren reciclaje. No debería retener productos mas pesado que el propano, la clave pesada (CP).

 

La Tabla 4 presenta el impacto del ADL sobre la capacidad que posee el componente clave en cumplir con el punto de rocío del gas de venta con el proceso de reducir la temperatura de chiller. Se puede asumir que el  sistema fue fabricado con un factor de diseño de 1.25. La Tabla 4 indica que este sistema puede manejar hasta un % molar del ADL con mayor OPEX. Sin embargo, para mayor cantidad del ADL, el sistema es incapaz de reducir la temperatura del chiller lo suficiente para cumplir con el punto de rocío del gas de venta.. Como se observa en la Tabla 4, la potencia de compresión, gasto de inhibición  de los hidratos, cargas del condensador y chiller son factores limitantes. Bajo dichas condiciones puede ser necesario un paro de planta para analizar la reducción del ADL.

 

Tabla 4. Estimado del incremento de la capacidad del equipo para manejar el arrastre de líquido

 

 

RESUMEN:

 

La práctica común para  cumplir con el punto de rocío del gas de venta  con la condición de arrastre de gas de venta es la de operar el chiller a menor temperatura que la estimada para el proceso original. Esto solo se ve posible si el componente clave puede manejar la carga adicional con mayor OPEX. Este previo ha demostrado el impacto de la variación del ADL entre 0 hasta 3 % molar sobre los caudales del gas de proceso, equilibrio fásico, mas dimensiones de equipos y los requerimientos de refrigeración.

 

Como se demuestra en este previo, es buena práctica dimensionar el equipo con un factor de diseño de 1.2 a 1.3 para incorporar los cambios de operación más el arrastre de los líquidos. De mayor importancia en lograr minimizar el ADL es de tener un separador de amplio diseño con buenos tubos de alimentación, dispositivos de entrada, extractores de neblina, separación por gravedad del gas y líquido, y buen sector de  desprendimiento del gas de la fase líquida

 

To learn more about similar cases and how to minimize operational problems, we suggest attending ourG4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing), and PF42 (Separation Equipment – Sizing and Selection) courses.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

 

---

Sign up to receive monthly Tip of the Month emails!

---

References:

1. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2005/12/impact-of-liquid-carry-over-on-sales-gas-dew-point/, PetroSkills -John M. Campbell Tip of the Month, December 2005.

2. Moshfeghian, M., https://www.petroskills.com/blog/entry/00_totm/jan19-fac-optimizing-performance-of-refrigeration-systems-with-an-external-sub-cool-economizer, PetroSkills -John M. Campbell Tip of the Month, January 2019.

3. Moshfeghian, M., https://www.petroskills.com/blog/entry/00_totm/feb19-fac-impact-of-heavy-end-on-the-performance-of-a-mechanical-refrigeration-plant-with-meg-injection, PetroSkills -John M. Campbell Tip of the Month, February 2019.

4. Campbell, J.M., “Gas Conditioning and Processing, Volume 1: The Fundamentals,” 9^th Edition, 3^rd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum

5. Campbell, J.M., “Gas Conditioning and Processing, Volume 2: The Equipment Modules,” 9^th Edition, 3^rd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, PetroSkills 2018.

6. UniSim Design R443, Build 19153, Honeywell International Inc., 2017.

Continuando el Previo del Mes (PDM) de Enero 2019, este previo investigará el impacto de la caracterización de las fracciones pesadas sobre el rendimiento de una planta de refrigeración mecánica aplicando la inyección del mono etilén glicol (EG o MEG) para el control del punto de rocío de los hidrocarburos (PRHC). Específicamente el impacto de estas fracciones sobre las cargas térmicas del intercambiador de calor gas-gas, y el enfriador (chiller), el sistema de refrigeración mecánica, más la recuperación del propano líquido serán investigadas y presentadas. Los detalles de una planta de refrigeración mecánica con inyección del MEG y sistema de regeneración se presentan en los Capítulos 6 y 15 de los Volúmenes 1, y 2 del Gas Conditioning and Processing [2,3] respectivamente.

 

La Figura 1 presenta el diagrama de flujo de procesos para una planta típica de refrigeración mecánica con inyección del MEG. Es este previo todas las simulaciones se efectuaron aplicando el conjunto de cómputos (software) UniSim Design R443 [4] , empleando la ecuación de estado Peng-Robinson.

 

 

 

Figura 1. Diagrama de flujo de procesos para una planta de refrigeración mecánica empleando un economizador sub-enfriado y sistema de inyección del MEG

 

 

Caso en Estudio:

Consideremos un gas rico con las composiciones y condiciones expuestas en la Tabla 1. Basado en el peso molecular y la densidad relativa documentada para las fracciones C7+, la Tabla 2 presenta el punto de ebullición normal (PEN), propiedades críticas, y factor excéntrico, los culkes son requeridos para la ecuación de estado. El objetivo es de cumplir con el punto de rocío de diseño de -20 °C [-4 °F] a una presión aproximada de 4000 kPa (580 lpca) para el gas de venta removiendo calor en el intercambiador “Gas/Gas” (IC) con un acercamiento del lateral caliente de 5°C [9°F]  más en el enfriador (chiller) de propano y rechazando éste al ambiente mediante un condensador de propano (“E-103”) at 37.8°C [100°F].

 

Tabla 1. Composición y condiciones del gas rico de alimentación

 

 

Tabla 2. Propiedades Estimadas del C7+ [4]

 

 

El gas de entrada es sometido a un equilibrio instantáneo (flash) en el Separador de Entrada a 30 °C (86 °F) y 4000 kPa (580 lpca) para remover el condensado. El vapor de entrada (corriente 2) es saturada con vapor de agua con el conjunto “Saturate – 100” para formar la corriente “2 Húmeda” aguas arriba al mezclado del inhibidor de hidratos MEG, corriente “EG1” y la corriente de vapor de reciclaje “18A” del tope de la de-etanizadora (la cual se encuentra a mano derecha de la Fig. 1). La temperatura estimada de formación de hidratos de las corrientes “2 Húmeda” es de 14.7 °C (58.4 °F). El inhibidor de hidratos es inyectado al ingreso del IC “Gas / Gas” por la corriente “EG1” y al chiller por la corriente “EG2”. La 5 es enfriada a unos  -8 °C (17.6 °F) y la “7” hasta la temperatura especificada de -20 °C (-4 °F) la cual es menor que la de formación de hidratos (TFH) de 14.7 °C (58.4 °F). Los gastos de inyección de “EG1” y “EG2” para una corriente de  80% por peso del MEG pobre y agua se estiman por la herramienta de ajuste del UniSim. Un margen de diseño 1.1 °C (2 °F) TFH por debajo de la temperatura fría de las corrientes “5” y “7” fueron estimadas. La Tabla 2 presenta los caudales de inyección del inhibidor de hidratos.

 

 

Tabla 3. Caudales estimados para la corriente de MEG pobre de 80 % de peso

 

 

Suponiendo una temperatura de 5°C  (9°F) y  6.9 kPa (1 lpc) de caída de presión en el chiller de propano (“RefChiller”) lateral de carcaza, la presión del vapor de propano saturado despojado de la unidad es de  203.3 kPa (29.5 lpca), y una temperatura de -25°C (-13°F). Si se asume despreciable fricción en loa línea de succión al compresor “K-101”, la presión de succión resultante es de 203.3 kPa (29.5 lpca).

 

 

La presión el propano en condensación a la temperatura especificada de 37.8 °C (100 °F) es   1303 kPa (189 lpc). Las pérdidas de presión en el condensador “E-103”, más las correspondientes a las líneas de conexión de la descarga del compresor al condensador se asumen en 34.5 kPa ( 5 lpc); de manera que la presión de descarga de la unidad es 1338 kPa (194 lpca). La eficiencia adiabática de compresión se asume en 75%.

 

 

 

Economizador Externo Sub-Enfriado

 

La corriente fría 7 logra equilibrio instantáneo (flash) en el separador trifásico  “V-102” a -20 °C (-°4F) y 3931 kPa (570 lpca).La corriente de vapor “4” del separador frio se aplica para enfriar el gas caliente de entrada en el IC “Gas / Gas” La corriente pesada “8B”(carga rica MEG) de esta unidad es regenerada en la unidad correspondiente ( no se muestra en la Figura 1) y la corriente pobre de 80% MEG es reciclada y empleada en las corrientes “EG1”, y “EG2”. La corriente fría del LGN “8” (fase liquida liviana) del separador frio “V-102” es combinada con la carga de condensados entrantes a la planta “Separador Entrada” (corriente 3) en el mezclador “Mix-101”para formar la corriente “9”en unos  5 °C (41 °F) y 3945 kPa (572.2 lpca). Para preparar el líquido a ser alimentado a la deetanizadora, las especificaciones de proceso es de aumentar la temperatura del producto LGN , corriente “9A” desde  -4°C (25°F) y 1535 kPa (222.6 lpca) hasta 20 °C (68 °F) y 1500 kPa   (217.6 lpca) en el  “E-102” IC. La carga térmica requerida será suministrada por el economizador sub – enfriado “E-104” IC. La carga térmica del proceso y la temperatura del producto LGN se fijan por los requerimientos térmicos de la deetanizadora, de manera que la citada carga del economizador sub-enfriado es fijada.

 

El economizador sub-enfriado enfría el propano condensado (corriente refrigerante “ R4”) desde 37.8°C (100 °F) a 1303 kPa (189 lpca) a una temperatura menor a 1269 kPa (184 lpca), dependiendo del gasto de propano (corriente“R5”). Las ciadas de presión en los IC  “E-102” y “E-104” son 35 kPa (5 lpc); respectivamente. El calor extraído por el citado economizador se fija por la carga de procesos requerida en calentar la corriente del LGN “9A”.

 

 

Especificaciones y rendimiento del de-etanizador:

 

Las especificaciones de la citada columna son las siguientes:

1. Recuperar 90 % molar del propano en la corriente alimentadora en el producto de fondo, y
2. Relación molar Etano a Propano  igual a  5 % en el producto de fondo
3. Presiones de Tope y Fondo de 1450 and 1500 kPa (210.3 and 217.6 lpca); respectivamente
4. Numero de etapas teóricas igual a 12 más el condensador y el re hervidor (determinados por el balance de materiales y los cómputos de modulo resumido de la columna)

 

Los resultados de simulación de la columna deetanizadora se resumen en la Tabla 3.

 

 

Tabla 4. Resumen de los parámetros claves de la deetanizadora  para los C7+

 

 

Impacto de la caracterización de las Fracciones Pesadas:

La Figura 2 presenta las envolventes para las corrientes calves de entrada ( “Dry Feed”) , separador de entrada ( corriente “2”), y la de ventas ( Corriente “4”). Todas estas se generan en base seca Como es esperado las curvas de punto de burbuja se ven muy cercanas, pero existen grandes desviaciones en las líneas de punto de rocío. Se ven diagramas similares para las supuestas fracciones pesadas nC7, y nC8  expuestas en el Apéndice A, respectivamente.

 

 

Figura 2. Diagramas de Fases para las Corrientes claves en los casos del C7+ como fracción pesada

 

 

Las Figuras 3, 4, y 5 muestran el impacto de las fracciones pesadas sobre la  envolvente dee las corrientes de alimentación, vapor del separador (corriente “2”), y el gas de venta (corriente ”4”), respectivamente. Estas figuras indican que mientras se eliminan estas fracciones pesadas en el “Separador de Entrada”, y el separador frio (“V-102”) de la corriente de procesos, el impacto de los pesados sobre la envolvente se mitiga y casi desaparece en el gas de ventas (corriente “4”) en la Figura 5.

 

 

Figura 3. Impacto de la fracción pesada sobre la envolvente de la corriente de alimentación

 

 

Figura 4. Impacto de la corriente pesada sobre la envolvente del vapor en el separador de entrada

 

Figura 5. El impacto de la fracción pesada sobre la envolvente del gas de venta (corriente 4)

 

 

La Tabla 4 presenta el impacto de las fracciones pesadas sobre el IC “Gas/Gas” y el “Chiller” y las cargas correspondientes. Nótese que la carga del “Gas/Gas” se controla pro la composición y gasto de la corriente “4”. Basado en las envolventes de la Figura 5, el gas de ventas es prácticamente independiente de las citadas fracciones  debido a que se eliminan del gas de ventas pero son de mayor impacto en las composiciones de las corrientes “2”.

 

 

Tabla 5. Impacto de las fracciones pesadas sobre las cargas del IC Gas/Gas y Chiller

 

 

La Tabla 4 indica que mientras las fracciones pesadas aumentan reflejan mayor peso,

 

1. el gasto de la corriente “2” disminuye por cuanto aumenta el líquido despojado del “Separador de Entrada”
2. La corriente “4” aumenta en caudal en un  0.27% (nC7 al C7+) por cuanto  la mayoría de los C7 + han sido extraídos
3. La Carga del IC “Gas/Gas” HX  se fija por el gasto de la “4”  con un ΔT= 25 – (-20) = 45 °C (81 °F) igual constante por cuanto  Q = mΔ(H_Salesgas – H₄)
4. La Carga del IC “Gas/Gas” aumenta levemente, menos de 0.8 %, por cuanto la Corriente “4” es incrementada en un  0.27%
5. La corriente “2A” disminuye en caudal, Carga del IC “Gas/Gas” aumenta,  la corriente “5A” enfría, el chiller ΔT disminuye de manera que la carga del  “Chiller” disminuye

 

 

Asumiendo un C8 de diseño para la fracción pesada, y la de entrada es un C7+, no el de diseño. Se generan más líquidos en la descarga del IC “Gas/Gas” así reduciendo la carga térmica del Chiller  en un 38%. Sin embargo la carga adicional para condensar los líquidos en el IC “Gas/Gas” tienen que originarse en algún lugar. Si esta unidad tuviese área adicional para cumplir con esta carga, entonces si aumentaría la carga del Chiller. Si no es el caso la carga citada aumenta.

 

 

Si el gas de alimenatación se aliviana, y la fracción pesada es nC7, no la de diseño C8, mayor gas se enviaría al Chiller (meno liquido de descarga del IC), así que la carga del Chiller aumentaría por un 20%. En este caso el chiller tendría que incorporar mayor capacidad.

 

 

Esto indica que el cambio de la caracterización del gas de alimentación tendría impacto sobre la habilidad de un sistema de refrigeración en lograr sus especificaciones. Para ver la referencia con mayor comodidad véase la Figura 6

 

 

Figura 6. Esquema simplificado del segmento de entrada del diagrama de flujo de proceso

 

 

La Tabla 5 presenta el impacto de las fracciones pesada sobre el sistema de refrigeración. Esta indica que el gasto, potencia de compresión, cargas térmicas del condensador y sub-enfriador disminuyen mientras aumentan en peso las citadas fracciones.  La Tabla 5 igual indica que el caudal, potencia de compresión, y carga del condensador sub enfriado son menores comparados con un sistema sencillo (unta etapa). Por cuanto la carga del chiller disminuye, las dimensiones del sistema de refrigeración son menores, causando decremento en el OPEX, y CAPEX.

 

 

Tabla 6. Impacto de las fracciones pesadas sobre los paramentros claves del Sistema de refrigeración

 

 

El calor extraído por el economizado sub – enfriado “E-104” se aplica para calentar la corriente “9Aª” en el IC “E- 102” . Ubicación de este IC más las corrientes “9A”, y “9B” se muestran en la Figura 7.

 

 

Figura 7. Esquematico simplificado del fondo del diagrama de flujo de proceso

 

 

Table 7 presents the impact of heavy ends on the rates and the molecular weights for stream “3” from the “Inlet Separator” and stream “8” from the cold separator (“V-102”) and the combined NGL stream “9”. This table indicates that as the heavy end becomes heavier, rate of stream “3” increases but the rate of stream “8” decreases. Because the rate of heavy ends entering the “Gas-Gas” HX and “Chiller” decrease, the chiller duty decreases and condensation of components decrease resulting lower streams “8” and “9” rates. Table 1A in the Appendix present components flow rates for streams “3” and “8”.

 

 

Tabla 7. IImpacto de las fracciones pesadas sobre las Corrientes “3” y “8” y la combinada “9” y sus pesos moleculares

 

 

Empleando “VLV – 100”, la presión de la corriente 9 se reduce de 3945 kPa (572.2 lpca) hasta 1535 kPa (222.6 lpca). La Tabla 7 muestra las propiedades de las corrientes combinadas “9A”, y “9B” (ver Figura 7). Esta tabla indica que mientras aumenta la fracción pesada en PM, la carga del IC “E-102” se ve reducido por cuanto el gasto combinado de los LGN disminuye. El calor exigido por este IC se proporciona por el IC Sub-enfriado (“E-104’) del conjunto.

 

 

La Tabla 8 presenta el impacto de la fracción pesada sobre el balance de materiales general de la planta. Esta información implica que mientras aumentan en peso las fracciones pesadas,

 

1. El caudal del as de venta aumenta. (Corriente 4)
2. La alimentación de la deetanizadora ( Corrientes combinadas 9) disminuye por cuanto es de ventas ( corriente 6) aumenta
3. La temperatura del vapor del tope de la deetanizadora se mantiene por cuanto su composición es relativamente constante.
4. La corriente del tope de la deetanizadora disminuye por cuanto la alimentación de la unidad ha disminuido
5. El gasto del LGN de la deetanizadora disminuye debido a menos alimentación
6. La recuperación del propano del fondo de la deetanizadora disminuye debido as que se eliminan mayor cantidad de líquidos en el separador de entrada el cual actúa como aceite liviano así aumentando el volumen de metano y etano alimentando la deetanizadora lo cual disminuye la recuperación del C₃.
7. La temperatura del fondo de la deetanizadora aumenta por cuanto se recupera menor volumen de propano

 

 

Tabla 8. Impacto de la fracción pesada sobre las propiedades de las corrientes combinadas del LGN “9ª”, y “9B”

 

 

 

Tabla 9. Impacto de la fracción pesada sobre la recuperación de propano

 

 

El vapor del tope de la deetanizadora es comprimido de 1450 kPa (210.3 lpca) a la presión del gas de alimentación de 4000 kPa (580 lpca) por el compresor de reciclaje (“K-100”) y enfriado a la temperatura de este gas a  30 °C (86 °F) en el IC  “E-101”. El liquido del depurador de  succión del  compresor es reciclado y combinado con la alimentación de la deetanizadora por la bomba de reciclaje. La Tabla 9 presenta la potencia de compresión y de bombeo y los requerimientos de carga térmica del IC “E-101”. La Tabla 9 indica que mientras la fracción pesada se pronuncia más, las potencias del compresor de reciclaje y la bomba disminuyen por cuanto la corriente de reciclaje disminuye.

 

Tabla 10.

Impacto de los pesados en el compresor de reciclaje, la bomba y enfriador

 

 

RESUMEN:

El análisis de la alimentación y/o caracterización  de la fracciones pesadas en el gas natural juegan un papel muy impactante en el dimensionamiento de los equipos y diseño de proceso. Análisis de esta corriente puede cambiar cuando se incorporan distintos pozos de composiciones ligeramente distintas a la facilidad de producción. Este previo ha demostrado el impacto de las fracciones pesadas en el gas de alimentación sobre las corrientes dentro del proceso, su comportamiento de fases, dimensiones de los equipos y los requerimientos de refrigeración debido al cambio de los C7+ con n-heptano (nC7), y n-octano (NC8). Todas la demás especificaciones y condiciones de operación no fueron alteradas.

 

Como denostado en el previo, sería muy buena práctica poder dimensionar los equipos con margen de diseño de 1.2 a 1.3 para incorporar los eventuales cambios en las condiciones de composición y caracterización de las fracciones pesadas del gas de alimentación

 

To learn more about similar cases and how to minimize operational problems, we suggest attending ourG4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing) and G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery) courses.

 

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

---

To receive Tips of the Month directly to your inbox, simply sign up below!

---

 

References

1. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2019/01/optimizing-performance-of-refrigeration-system-with-an-external-sub-cool-economizer/,  PetroSkills -John M. Campbell Tip of the Month, January 2019.

2. Campbell, J.M., “Gas Conditioning and Processing, Volume 1: The Fundamentals,” 9^th Edition, 3^rd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum

3. Campbell, J.M., “Gas Conditioning and Processing, Volume 2: The Equipment Modules,” 9^th Edition, 3^rd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, PetroSkills 2018.

4. UniSim Design R443, Build 19153, Honeywell International Inc., 2017.

 

 

---

Appendix

 

Figure 1A. Phase diagrams for the key streams for the case of nC7 as the heavy end

 

 

Figure 2A. Phase diagrams for the key streams for the case of nC8 as the heavy end

 

Table 1A. Impact of heavy ends on the flow rates of streams “3” and “8”

Continuando el Previo del Mes de Enero y Mayo 2008, Mayo 2014, y Diciembre 2017, este previo demuestra la aplicación de un su-enfriador externo para optimizar el rendimiento de un sistema de refrigeración mecánica. Como parte integral de una planta de control de punto de roció, este previo también evaluará y comparará los resultado de simulación para este sistema sencillo y el que incorpora un sub-enfriador economizador. Específicamente, empleando el proceso frio se ve la minimización de la potencia de compresión y carga térmica de condensación. Los detalles de tres sistemas de refrigeración típicos se presentan en el Capítulo 15 del Gas Conditioning and Processing, Volumen 2 [5]. Estos son referidos en la siguiente manera

1. Un Sistema sencillo de refrigeración (Fig 15.1)
2. Un sistema de refrigeración empleando un tanque de despojo economizador y dos etapas de compresión (Fig. 15.7), véase también los PDM de Mayo 2014 [3], y Diciembre 2017 [4]
3. Un Sistema sencillo de refrigeración con un Sistema de intercambiador economizador sub – enfriado (Fig. 15.9). Véase también los PDM de Mayo , 2008 [2], y Mayo 2014 [4]

 

La Figura 1 presenta un diagrama de flujoi de proceso para un sistema sencillo con un intercambiador economizador sub-enfriado. Comparte integrante de un sisteam de contol de punto de rocío, este previo evaluará estos dos sisteams de refrigeración.

 

Figura 1. Diagrama de Flujo de Proceso de un Sistema de Refrigeración Sencillo y uno con Economizador Sub-Enfriado

 

 

Consideremos enfriar el gas de proceso hasta -20°C [-4°F] removiendo 2733 kW (9.325 MMBtu/hr) en un enfriador de propano y rechazando la misma carga a la atmosfera en un condensador de propano a 37.8°C [100°F]. Se emplea el propano puro como fluido de trabajo en la simulación. En este previo, todas las simulaciones fueron ejecutadas aplicando la programación de simulación (software) UniSim [6] empleando la ecuación de estado Peng Robinson. Asumiendo una temperatura de acercamiento de 5°C  [9°F] y una caída de presión de 6.9 kPa (1 psi) en el enfriador (chiller) de Propano, la presión del propano saturado despojado del chiller es 203.3 kPa (29.5 lpca), y una temperatura de  -25°C [-13°F]. Asumiendo despreciables caídas de presión en la línea de succión del compresor, la misma resultante es de 203.3 kPa (29.5 lpca).

 

La presión de condensación del Propano a la temperatura especificada de 37.8 °C (100 °F) es 1303 kPa (189 lpc). Las pérdidas por fricción del condensador, mas las del sistema de tuberías de descarga de compresión al condensador fueron asumidas en 34.5 kPa (5 lpc); de manera que la presión de descarga de compresión fue fijada en 1338 kPa (194 lpca). La eficiencia adiabática de compresión fue asumida en 75%.

 

 

 

Economizador Sub-Enfriado Externo

 

Las Corrientes de proceso 9A y 9B integran la Planta de Control de Punto de Rocío, y se muestran en el tope de la Figura 2. Esta corriente es el LGN extraído de la planta de refrigeración, combinado con el condensado de alimentación de la Planta. Las propiedades de la corriente se muestran en la Tabla 1. Para preparar los líquidos a ser alimentados a la de-etanizadora, las especificaciones del proceso son las de aumentar la temperatura del producto LGN, corriente 9A  de -3.9°C (25°F) hasta 20°C (68°F) en el  HEX E-102. La carga térmica resultante es de 713.6 kW (2.435 MMBtu/hr). Este calor será proporcionado por un intercambiador economizador sub – enfriado. La carga térmica y temperatura del LGN se fijan por los requerimientos de estabilización, de manera que la carga del economizador es fijada.

 

El Economizador sub-enfriado enfría el propano (corriente refrigerante R4) de  37.8°C (100 °F) a 1303 kPa (189 lpca) hasta una temperatura  menor a 1269 kPa (184 lpca), dependiendo del caudal del refrigerante (corriente R5). Las caídas de presión en los HEX E-102 y HEX E-104 (intercambiadores) son de 35 kPa (5 lpc) respectivamente.

 

 

Figura 2. Corriente fría de proceso 9A parte de la Planta de Control de Punto de Rocío empleada pare sub-enfriar la corriente refrigerante R5

 

 

Tabla 1. Condiciones de Proceso para las Corrientes 9A y 9B

Process Stream	9A	9B
Temperature, °C	-3.87	20
Pressure, kPa	1535	1500
Rate, kmol/h	666	666
Temperature, °F	25.03	68
Pressure, psia	222.6	217.5
Rate, lbmol/hr	1468.3	1468.3

 

 

 

Determinación del Caudal de Circulación del Refrigerante para un Sistema Economizador Sub- Enfriado

 

El gasto del refrigerante impacta considerablemente la potencia de compresión y por consiguiente la carga térmica del condensador. La Figura 2 presenta la variación de esta potencia como función del citado gasto. Esta figura indica que la potencia en la mínima a 995.5 kW (1335 hp) para un gasto de 690 kmol/h (1521.5 lbmol/hr), con cargas establecidas del chiller de propano e intercambiador sub – enfriado.

 

 

Figura 3. Impacto del gasto de circulación del refrigerante sobre la potencia de compresión

 

 

  

Resumen

 

Para la misma carga térmica del enfriador (chiller), temperaturas del chiller y condensador, eficiencia adiabática de compresión, y caídas de presión, los resultados del sistema economizador sub – enfriado son comparados con los de un sistema sencillo en la Tabla 2. Esta indica que empleando el economizador sub – enfriado para este caso en estudio con gasto de propano optimizado, la potencia de compresión y carga térmica de condensación se ven reducidos en un 25 % , y 25.4 % respectivamente.

 

Tabla 2. Comparación de los parámetros claves de los dos sistemas de refrigeración

Refrigerant Rate, kmol/h		Simple System, kW		Sub-Cool System, kW
Simple	Sub-Cooler	Comp	Cond	Comp	Cond	Sub-Cooler
920.5	690	1328	4061	995.5	3029	713.6
Refrigerant Rate, lbmol/hr		Simple System, MMBtu/hr (hp)		Sub-Cool System, MMBtu/hr (hp)
Simple	Sub-Cool	Comp	Cond	Comp	Cond	Sub-Cooler
2029.7	1521.5	4.532 (1781)	13.86	3.446 (1335)	10.34	2.435
Reduction, %	25.04			25.04	25.41

 

 

To learn more about similar cases and how to minimize operational problems, we suggest attending our G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing), and G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery) courses.

 

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

 

References:

1. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2008/01/refrigeration-with-flash-economizer-vs-simple-refrigeration-system/, John M. Campbell Tip of the Month, January 2008.
2. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2008/05/flash-tank-vs-hex-economizer-refrigeration-system/, John M. Campbell Tip of the Month, May 2008.
3. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2014/05/refrigeration-with-heat-exchanger-economizer-vs-simple-refrigeration-system/, PetroSkills Tip of the Month, May 2014.
4. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2017/12/optimizing-performance-of-refrigeration-system-with-flash-tank-economizer/, PetroSkills Tip of the Month, December 2017.
5. Campbell, J.M., “Gas Conditioning and Processing, Volume 2: The Equipment Modules,” 9^th Edition, 3^rd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, PetroSkills 2018.
6. UniSim Design R443, Build 19153, Honeywell International Inc., 2017.

En el tratamiento del gas natural, existen varios procesos disponibles para remover los gases ácidos. Soluciones acuosas de las alkanolaminas las más extensivamente usadas [1]. Estos procesos de alkanolaminas se caracterizan por “transferencia de masa aupada por reacciones químicas” en las cuales las bases ácidos reaccionan directamente o a través de un mecanismo regulado de ácido-base con las alkanoaminas para formar especies no volátiles de especies iónicas. Para mayor información sobre el tratamiento el gas agrio sugerimos ver las referencias [1-6].

 

De acuerdo con Seagraves , et.al. [6], las pérdidas de aminas por vaporización constituyen una mínima porción de las pérdidas totales del solvente, las cuales pueden ser por medios mecánicos, deslizamiento dentro del equipo debido a la formación de espumas, la solubilidad, más la vaporización y degradación. “La vaporización y degradación asumen solo un 3% de las pérdidas totales de la solución” [6]. Sin embargo, puede ser significativo a presiones bajas.

 

En este previo del mes (PDM), se investigará el efecto de la presión y temperatura sobre las pérdidas del MDEA por vaporización en el tope de la contactara, y regeneradora, más el gas de despojo. Específicamente, este estudio se enfoca en la variación de estas pérdidas con presión de alimentación en rango de 5.52 MPa hasta 8.28 MPa (800 lpca a 1200 lpca). Para cada presión, la temperatura fue variada entre 21.1 °C a 48.9 °C (70 °F a 120 °F).

 

Mediante la ejecución de simulaciones de computación del proceso de endulzamiento con MDEA, varias cartas fueron presentadas para demostrar del impacto de la presión y temperatura sobre las citadas perdidas, más otros parámetros operacionales tales como el volumen de circulación del MDEA pobre.

 

 

Caso en Estudio:

Con propósito de ilustración, este previo considera el endulzamiento de .84 x 10⁶ m³Std/d (100.2 MMSCFD) de un gas natural agrio aplicando el MDEA. La Tabla 1 presenta su composición y gasto. La presión de este gas fue variada entre 5.52 MPa hasta 8.28 MPa con incremento de 0.690 MPa (800 lpca to 1200 lpca con incremento de 100 lpca). Para cada presión, la temperatura fue variada de 5.52 MPa hasta 8.28 MPa con incremento de 0.690 MPa (800 lpca a 1200 lpca con incremento de 100 lpca. Para cada presión, la temperatura fue variada de 21.1 °C a 48.9 °C con incremento de 5.5 °C (70 °F a 120 °F con incremento de 10 °F). Este previo aplica el conjunto de Simulación (software) ProMax [1] con el paquete explícito “Amine Sweetening” (Endulzamiento por Aminas) para llevar a cabo los cómputos del caso.

 

 

Tabla 1. Composición y Caudal de la Alimentación

 

 

La Figura 1 [7] presenta un diagrama de flujo de proceso típico para este caso en estudio. Nótese que este diagrama presenta un enfriador de pulitura para controlar la temperatura del tope del absorbedor, y un condensador de reflujo el cual minimiza las pérdidas del agua y MDEA en la corriente de gas ácido.

 

Figura 1. Diagrama de Flujo de Proceso para la Unidad de Endulzamiento por Aminas [7]

 

 

Las siguientes especificaciones/presunciones para el caso en estudio son consideradas:

 

Absorbedor/Columan Contactora

►Gas agrio de alimentación saturado con agua

►Número de etapas teoricas = 7

►Caída de presión = 20 KPa (3 lpca) (3 psi)

►Temperatura de la solución de amina pobre = Temperatura del Gas Agrio de Alimentación. Típicamente la solución pobre debe estar unos 5.5 °C (10 °F) mayor que el gas de entrada, pero no es preocupante la temperatura del punto de rocío del hidrocarburo de esta corriente.

 

Columna Regeneradora/Arrastradora

►Numero de etapas teóricas = 10 (excluyendo condensador y regen.)

►Presión solución rica = 414 kPa (60 lpca); típicamente corriente 6 poseen válvula de Alivio para reducir presión a la de la columna arrastradora.

►Temperatura de la solución rica = 98.9 ℃ (210 ℉); esta es conservadora y pudiese ser hasta 107 C a 414 kPa (225 °F y 60 lpca)

►Temperatura Condensador = 48.9 ℃ (120 ℉); esto refleja clima cálido con enfriador aéreo.

►Diferencial presión = 21 kPa (3 psi)

►Presión y Temperatura de Fondo = 214 kPa (31 lpca), aproximadamente 126 °C (259 °F)

 

Carga Térmica Rehervidor

►Gasto Vapor = 132 kg of vapor/m3 de solución de amina (1.1 lbm/galón) por caudal circulación de amina

►Presión Vapor Saturado = 348 kPag (50 lpcg) a 147.7 °C (297.7 °F)

 

Intercambiadores de Calor

►Caída Presión Enfriador Amina Pobre = 35 kPa (5 lpc)

►Presión Lateral Rica = 35 kPa (5 lpc)

►Presión Lateral Pobre = 35 kPa (5 lpc)

 

Bomba Principal

►Presión Descarga = Presión Gas Agrio Alimentación + 35 kPa (5 lpc)

►Eficiencia = 65%

 

Bomba de Reflujo

►Presión Descarga = 350 kPa (50 lpc)

►Eficiencia = 65%

 

Concentración y Gasto de Circulación de la Amina Pobre

►Concentración MDEA en la Amina pobre = 50% de peso

►El gasto de la amina pobre fue ajustada (por la herramienta de soluciones) para reducir la concentración del H2S en el gas dulce a 4 ppmv (los resultados calculados resultaron en una carga total de la amina rica en el rango de ~0.28 to 0.54 moles gas acido /moles de MDEA)

►Las cargas totales en la solución pobre fueron en el rango de ~0.002 to 0.004 moles gas ácido/moles de MDEA

 

Válvula de Expansión de la Solución Rica

►Presión tanque despojo = 448 kPa (65 lpca)

 

 

Resultados y Discusión:

Para las especificaciones citadas, se aplica el ProMax [7] para similar el diagrama de flujo de proceso en la Figura 1. El objetivo fue el de producir un gas dulce con un 4 ppmv de H2S y menos que un 3 % molar de CO2. Para poder lograr estas especificaciones, se determinó, el gasto volumétrico requerido del MDEA aplicando el proceso de solución de tareas (solver tool) para luego registrar los parámetros computados. Los siguientes parámetros se reportan a continuación y los restantes se presentan en el Apéndice.

 

1. Gasto Circulación del MDEA así como sus pérdidas de vaporización en el

►Gas dulce

►Gas de equilibrio del tanque de “Flash” de aminas

►Gas ácido del regenerador/despojador

 

2. Carga sobre el H₂S, CO₂, y sobre el gas ácido total (moles gas ácido/moles MDEA) en

►Amina pobre

►Amina rica

 

3. Concentración del H₂S and CO₂ en el gas dulce

 

4. Cargas Térmicas

►Regenerador/Despojador condensador y rehervidor

►Intercambiador Pobre-Rico

►Enfriador de ajuste de la Amina Pobre

 

5. Requerimientos de Potencia de Bombeo

►Bomba de Reflujo

►Bomba Principal

 

 

Para el gas de alimentación cinco presiones y para cada presión 6 temperaturas fueron simuladas. Conservando la claridad y evitando congestión de curvas en los diagramas, solo los resultados para la menor, la ponderada, y la mayor presión fueron presentadas.

 

La variación de los parámetros operacionales como función de presión y temperatura son presentados en las Figuras 2 al 6 para el gasto del MDEA pobre, pérdidas totales del MDEA, razón de ésta pérdida en el gas dulce a la pérdida en el gas de equilibrio (Flash Tank), % molar del CO2 en el gas dulce, y la carga total del gas ácido en el MDEA pobre y rico, respectivamente. Se fijó la temperatura dela amina pobre a la del gas de alimentación. Así mismo, la temperatura del plato superior y el gas dulce se fijaron en 5.5 °C a 11 °C (10 °F a 20 °F) mayores que la temperatura del gas de entrada. En todos los casos la presión del gas dulce se fijó en 21 kPa (3 psi) menor que el gas de alimentación.

 

La Figura 2 presenta la variación del caudal de circulación del MDEA pobre en metros cúbicos estándar por hora m3S/h (galones estándar por minuto, gspm), como función de la presión y temperatura del gas agrio. La Figura 2 indica que mientras aumenta la temperatura del gas agrio igual aumenta el gas del MDEA pobre. Sin embargo, mientras aumenta la presión de éste gas, el correspondiente gasto del MDEA disminuye. Como se espera el proceso de absorción funciona mejor a temperatura menor y presión mayor.

 

Figura 2.  Variación del gasto volumétrico del MDEA pobre con presión y temperature

 

 

Las pérdidas de vaporización del MDEA pueden ocurrir con gas dulce, gas de despojo, y un gas ácido los cuales son reemplazados por el MDEA en la corriente de reabastecimiento. La Figura 3 presenta la variación del gasto total de las pérdidas del MDEA como función de la presión del gas agrio de alimentación y la temperatura del gas dulce. Ésta también indica que mientras aumenta la presión y temperatura del gas de entrada, igual aumentan las pérdidas del MDEA por vaporización. Dado el gasto del MDEA, las pérdidas por vaporización típicamente aumenta con aumento de temperatura pero disminuye con alzas de presión. Sin embargo, con se presenta en la Figura 2, la circulación del MDEA pobre aumenta con temperature.

 

Una combinación entre aumentar el impacto de la temperatura y caudal de circulación supera el efecto negativo del aumento de presión sobre las tasas de vaporización. De otra manera, a mayores presiones, el caudal de circulación es algo menor, lo que indica que para la misma temperatura de entrada del gas, la temperatura del gas dulce es algo mayor así como las pérdidas de vaporización del MDEA. La baja tasa de vaporización del solvente está de acuerdo con lo presentado en la Figura 1 por Teletzke y Madhyani para un 50 % de porcentaje de peso del MDEA a altas presiones de 6.21 MPa (900 lpca) [8]. Ésta perdida en el tope de la unidad despojadora/regeneradora fue prácticamente cero.

 

Figura 3.Variación de las pérdidas por vaporización del MDEA con presión y temperatura

 

 

La Figura 4 presenta la variación de la razón de pérdidas por vaporización del de MDEA en el gas dulce a las mismas en el gas de despojo (flash gas) con presión y temperatura. Esta Figura indica que estas son unas 150 a 4600 mayores en el gas dulce vs. el gas de despojo. Esta Figura verifica que la principal pérdida por vaporización ocurre en el tope del absorbedor/contactor.

 

Figura 4 Variación de la razón de pérdidas por vaporización del MDEA en el gas dulce a la del gas de despojo (base másica) con presión y temperatura

 

 

La Figura 5 presenta la variación de la concentración del CO2 en el gas dulce como función de la presión y temperatura del gas agrio. Las concentraciones calculadas en el gas dulce fueron de rango entre 1.2 a 1.6 % molar, lo cual es menor que el nivel especificado de 3 % molar para todas las presiones y temperaturas consideradas. La Figura 5 indica que mientras aumenta la temperatura del gas agrio de entrada la concentración del CO2 en el gas dulce disminuye. Sin embargo, la presión del gas agrio de entrada posee poco efecto sobre la concentración del CO2 a temperaturas bajas pero a mayores y con aumento de presión, el % molar del CO2 disminuye, A mayores temperaturas la tasa de circulación del MDEA aumenta, lo cual reduce la concentración del CO2 en el gas dulce.

 

Figura 5 . Variación de la concentración del CO₂ en el gas dulce con presión y temperatura

 

 

La Figura 6 presenta la variación de las cargas molares totales del gas ácido en las soluciones pobres y ricas como función de la presión y temperatura del gas agrio de entrada. Ésta indica que la carga molar sobre la solución pobre es prácticamente independiente de la presión del gas agrio pero disminuye con aumento de temperatura. A mayores temperaturas, mayor cantidad del gas ácido se libera del tanque de despojo, y menor cantidad de gas ácido se maneja en el regenerador. El gasto fijo de la corriente ejerce mejor función en el despojo. Algunos sistemas poseen un contactor de baja presión para este gas de “flasheo”, lo cual pudiese recapturar los gases ácidos y posiblemente cambiar los resultados. La Figura 6 también indica que mientras aumenta la temperatura de la corriente de alimentación las cargas sobre la solución rica disminuye pero aumenta con presión. A mayor temperatura el gasto del MDEA aumenta lo cual disminuye la carga de los gases agrios. La recuperación de éstos gases aumenta con temperatura, mientras que el contenido del CO2 disminuye. Cargas ricas son menores debido al aumento de la tasa. Esta circulación aumenta con mayor velocidad que la recuperación del CO₂.

 

Figura 6. Variación de las cargas sobre las soluciones ricas y pobres con presión y temperatura

 

 

CONCLUSIONES:

Basado en los resultados obtenidos del caso en estudio, este PDM (TOTM) presenta las siguientes conclusiones:

1. Mientras aumenta la temperatura del gas de alimentación a la columna contactora , la solución pobre del MDEA aumenta mientras que la presión impulsa efecto opuesto (Fig. 2).

2. Mientras aumenta la temperatura del gas de entrada a la contactora, las pérdidas totales del MDEA en circulación por vaporización aumentan (Fig 3).

3. Mientras aumenta la presión del gas de alimentación, las pérdidas del MDEA por vaporización aumentan (Fig 3); sin embargo éstas pérdidas pueden ser significativas en sistemas operando a presiones bajas con temperaturas altas en la columna contactora.

4. Las pérdidas totales en el tope de la contactora son unas 150 a 4600 veces mayor que las mismas en el tanque despojador (Fig 4). Las pérdidas en el tope de la columna regeneradora/despojadora son prácticamente despreciables.

5. El porcentaje molar del CO₂ en el gas dulce disminuye con aumento de temperatura debido a una mayor circulación del MDEA y mejor cinética para la absorción del CO₂ (Fig 5).

6. La carga sobre el gas acido pobre y rico disminuyen con aumento de la temperatura de entrada debido al aumento de la circulación del MDEA (Fig 6), mientras que la presión imparta menor efecto en dirección opuesta.

7. Aun cuando no estudiado en este PDM las pérdidas mecánicas, y por difusión interna del tope de la contactora y regeneradora así como las misma a través de los cambios de filtros son también fuentes de pérdidas y de mayor volumen que las de vaporización citadas acá.

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizer sus problemas operacionales, le sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas  G6(Gas Treating and Sulfur Recovery), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Advanced Applications in Gas Processing), PF4 (Oil Production and Processing Facilities) and PF49 (Troubleshooting Oil and Gas Processing Facilities) courses.

Written By: Dr. Mahmood Moshfeghian

---

Sign up to receive Tip of the Month email updates!

---

 

 

REFERENCES

1. Maddox, R.N., and Morgan, D.J., Gas Conditioning and Processing, Volume 4: Gas treating and sulfur Recovery, Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 1998.

2. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 2: The Equipment Modules, 9^th Edition, 1^st Printing, Editors Hubbard, R. and Snow –McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.

3. GPSA Engineering Data Book, Section 21, Volume 2, 13^th Edition, Gas Processors and Suppliers Association, Tulsa, Oklahoma, 2012.

4. Moshfeghian, M., Bell, K.J., Maddox, “Reaction Equilibria for Acid Gas Systems, Proceedings of Lawrence Reid Gas Conditioning Conference, Norman, Oklahoma, 1977.

5. Moshfeghian, M., July 2014 tip of the month,  PetroSkills – John M. Campbell, 2014.

6. Seagraves, J., Quinlan, M., and Corley, J., “Fundamentals – Gas Sweetening ”, Laurance Reid Gas Conditioning Conference, Norman, Oklahoma February 21 – 24, 2010

7. ProMax 4.0, Build 4.0.17179.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2017.

8. Teletzke, E.  and Madhyani, B.,  “Minimize amine losses in gas and liquid Sweetening”, Laurance Reid Gas Conditioning Conference, Norman, Oklahoma February 26 – March 21, 2017.

---

 

 

APPENDIX

 

Figure 7. Variation of sour gas temperature with feed gas pressure and temperature

 

Figure 8. Variation of pumps power with feed gas pressure and temperature

 

Figure 9. Variation of reboiler and condenser duties with feed pressure and temperature

 

Figure 10. Variation of Lean-Rich HEX and cooler duties with feed gas pressure and temperature

Una columna de fraccionamiento se ve equipada con platos o material de empaque con el propósito de separar una mezcla de componentes en dos o más productos, al menos uno de los cuales reflejará una composición o presión de vapor controlada. En sistemas de de crudos o condensados tales como una fraccionadora, ésta se identifica comúnmente como una estabilizadora y es alternativa a la separación de etapas. La fraccionadora es esencialmente una unidad de presión constante que emplea calor, absorción, y arrastre (stripping) para separar para separar los componentes basados en sus diferencias de puntos de ebullición [1].

 

Las Torres (contactoras) de fraccionamiento o destilación se designan basadas en los productos que serán producidos en el tope de éstas, por ejemplo una desetanizadora descarga una corriente de destilado que principalmente contiene etano y los componentes más livianos tales como el metano y el nitrógeno, con producto de fondo integrado por el propano y componentes más pesados (C3+). Similarmente una despropanizadora descarga un destilado que es principalmente propano, y el fondo con los componentes n-butano y mayores en paso (C4+). El Capítulo 16 del Volumen 2 de “Gas Conditioning and Processing” presenta un excelente resumen de los fundamentos del fraccionamiento y destilación [1].

 

Estimar la óptima ubicación del plato de contacto de la alimentación en la fase de diseño no es nada fácil, particularmente si se aplican los cómputos resumidos. Virtualmente todas las estimaciones de cómputo rápido para fijar la ubicación del plato de alimentación parten del punto de reflujo total [1].

 

Este previo del mes (PDM) demostrará como se puede determinar la ubicación óptima del plato citado en una torre de fraccionamiento, o destilación por un método de cómputo resumido así como uno rigoroso empleando un simulador de procesos. Como ejemplo, demostraremos como dimensionar una desetanizadora ejecutando los correspondientes balances de materiales, y energía, cómputos resumidos, y la aplicación de los algoritmos rigorosos de plato por plato. Finalmente, el PDM determinará la ubicación óptima del plato de alimentación pro el método resumido, así como el rigoroso.

 

 

Caso en Estudio de una Desetanizadora:

Consideremos una columna desetanizadora con composiciónes de alimenatción, caudal temperatura, y presión presentadas en la Tabla 1. Es requerido dimensionar la columna desetanizadfora:

A. Recuperar 90 porcentaje molar del propano en el fondo de la torre y

B. La relación etano a propano igual a un 2 % en el producto de fondo.

 

Para la comprensión del concepto, el PDM efectuará el dimensionamiento en tres pasos:

1. Balances de Masa y energía
2. Método de pasos resumindos para la columna de Destilación
3. Método de pasos rigorosos plato-por-plato para la Columna destiladora.

 

 

 

Todos los pasos citados arriba pueden ser ejecutados mediante las herramientas/operaciones disponibles en un simulador de procesos. En este PDM todos los cómputos se ejecutan empleando el UniSim Design [2] con la opción de ecuación de estado Peng-Robinson [3]. La Figura 1 presenta el diagrama de flujo (operaciones/herramientas) para los paso indiacdso arriba [2].

 

Tabla 1. Composición y Condiciones de la Alimentación

 

 

 

Figura 1. Diagrama de Flujo de Proceso [2]

 

 

Balances de Masa y Energía:

Seleccionemos el etano como componente clave liviana (CL) y propano como la clave pesada (CP) por cuanto sus especificaciones de separación están fijadas. Se asume que todos los componentes más livianos que la CL se despojan en el tope y todos los de mayor peso que la CP se despojan por el fondo.

 

La presión de operación se fija normalmente basada en la temperatura de medio de enfriamiento del tope. Presiones típicas oscilan entre 375–450 lpca (2586–3103 kPa) [1]. Mientras que la alimentación es 435 lpca (300 kPa), se asume que la presión del tope de la unidad es 403 lpca (2779 kPa), y la de fondo es 410 lpca (2828 kPa).

 

Podemos emplear la herramienta “separador de componentes” disponible dentro del simulador de procesos para efectuar los balances iniciales de materiales y energía. El citado separador se muestra en la parte inferior de la Figura 1. El corte para el propano (CP) se especifica en 90 % molar dirigido al fondo y 10 % al tope. El corte de etano se desconoce pero puede ser determinado por ensayo y error manualmente o empleando la vía de “ajuste” o herramienta de “solución” del simulador el cual esencialmente varía el corte de etano para cumplir con la relación de 2% molar de etano a propano en el fondo. El corte estimado de etano para el tope es de 97 % molar.

 

Las fracciones molares de los componentes CL y CP en el tope y fondo y los valores específicos en la corriente alimentadora se presentan en la Tabla 2. El “separador de componentes” también determina los caudales de flujo del tope/fondo, composiciones, temperaturas, y requerimientos energéticos.

 

 

Tabla 2. Estimados específicos (alimentación) de las composiciones claves

 

 

Método resumido para el cómputo de la columna:

Empleando las presiones del tope y fondo de la columna y las fracciones molares de los componentes claves (de la Tabla 2), el método resumido de cómputo para la operación de la columna en el simulador de procesos se puede aplicar para fijar en valor mínimo de los contactos teóricos, y la relación mínima de reflujo (Gasto Reflujo/Destilado), (L/D)min. El método de cómputo resumido del diagrama de flujos de proceso para la columna de destilación se presenta en el centro de la Figura 1.

 

El valor mínimo de los números de platos de contacto aplicando la correlación Fenske [1,4] y la relación mínima de reflujo aplicando la correlación Underwood [1,5] es de (L/D)_min = 0.618. La relación de operación de este paramento es generalmente 1.05–1.25 por 1.05–1.25 times (L/D)_min [1]. Asumiendo que este valor es de 1.15 por (L/D)_min el valor en la operación asciende a 0.711. Para este nivel de parámetro el programa determina el número de platos de contacto empleando la correlación Gilliland [1,6], la ubicación óptima del plato de alimentación empleando la correlación Kirkbride [1,7], composición de los componentes en el destilado y producto de fondo, temperaturas, y carga térmica del condensador y re hervidor de fondo. La Tabla 3, presenta el resumen de los resultados resumidos.

 

Tabla 3. Resumen de los valores especificados y calculados del método resumido para la columna

 

Pronosticando la ubicación del plato de alimentación en la fase de diseño no es fácil, especialmente si se emplea un proceso resumido. Virtualmente, todos estos métodos empleados para el estimado de las condiciones del plato de alimentación asumen reflujo total.

Una correlación empírica por Kirkbride [1,7] se incluye en la Ecuación 1.

 

(1)

N + M = S          (2)

Donde:

N         = numero of platos de equilibrio superiores a la de alimentación

M         = numero of platos de equilibrio inferiores a la de alimentación

B         = gasto de fondo, moles

D         = gasto de destilado, moles

x_HKF     = composición del componente clave pesado en la alimentación

x_LKF     = composición del componente clave liviano en la alimentación

x_LKB     = composición del componente clave liviano en el fondo

x_HKD    = composición del componente clave pesado en el destilado

S          = Número de contactos de equilibrio en la columna

 

Sustituyendo los valores correspondientes de los parámetros de las Tablas 2, y 3 en las Ecuaciones 1 y 2 resulta en los valores de N y M.

 

 

 

Por cuanto N M = 16.9 , N = 5.42 y M = 11.48, se observa buena correspondencia entre la ubicación del plato de la alimentación con los valores de la Tabla 3. Aproximadamente 5.42 platos de equilibrio se requerirán superiores al de alimentación y 11.48 inferiores (incluyendo re hervidor).

 

El valor actual de los platos de la columna pueden ser estimados mediante la relación entre en número de contactos y la eficiencia total de los platos. Esta eficiencia típica de la desetanizadora es de 50 -70 % [1]. Asumiendo un valor de 60% , el número de platos actuales sería de 16.9/0.6 = 28, valor que se ubica en el rango típico de la columna desetanizadora de unos 25 – 30 [1].

 

 

Cómputos rigorosos de plato – en – plato para la columna de destilación

Mediante el método de cómputo resumido, se obtienen buenos estimados para distintas variables de esta columna desetanizadora. Dadas las especificaciones para el etano y propano, 17 etapas de equilibrio (incluyendo el re hervidor) más un condensador, presiones de tope, y fondo ubicación del plato de alimentación, relación de reflujo de operación, se pueden lograr mediante la aplicación de una simulación rigorosa. Nótese que el número de los platos de equilibrio, el estimado del punto de alimentación, y la relación de reflujo de operación fueron determinados en la sección previa.

 

Por cuanto el método resumido estimó la ubicación del plato de alimentación más otras variables, se empleará la vía de cómputo plato por plato por la simulación para mejorar el dimensionamiento de la unidad y ubicar mejor ubicación del plato de alimentación. Éste método de cómputo rigoroso plato en plato se muestra en el sector superior del diagrama de flujo de proceso de la Figura 1.

 

Los resultados de plato por plato de la simulación son presentados en la Tabla 4, y Figura 2. Varias ubicaciones del plato de alimentación son simuladas y el que resulta en la menor carga para el condensador (re hervidor de fondo) es la óptima. Esta se identifica en el contacto 3 del tope ( N=3 y M = 14 incluyendo re hervidor).

 

 

Tabla 4. Cargas térmicas del Condensador y Re Hervidor vs ubicación del plato de alimentación

 

 

Figura 2. Cargas térmicas del Condensador y Re Hervidor como función de la ubicación del plato de alimentación

 

 

El perfil de temperatura de la columna es función de la ubicación del plato de alimentación con se muestra en la Figura 3. Este punto debe resultar en un perfil continuo térmico. Cundo es inapropiada la ubicación, esta ocurrencia es manifestada por una severa des continuidad en la pendiente del perfil. Múltiples toberas, o un sistema de pre calentamiento de la alimentación son las vías típicamente seguidas para darle flexibilidad al ajuste de esta ubicación en la alimentación.

 

Figura 3. Perfil de temperatura en la columna vs ubicación del plato de alimentación

 

Varios parámetros claves para la ubicación del plato de alimentación en 3 son presentados en la Tabla 4.

 

 

Tabla 5. Resumen de los paramentos de diseño claves para la ubicación del plato de alimentación en 3.

 

De manera alterna, un perfil de la relación molar de la composición CL/CP en la columna

Puede ser graficada. La ubicación óptima de la alimentación se puede luego lograr asimilando la relación molar del CL/CP en la alimentación a éste valor en la columna. Este método sirve para minimizar las cargas térmicas del condensador y re hervidor de la columna.

 

 

Resumen:

Este PDM demostró como un simulador de procesos puede aplicarse para dimensionar una desetanizadora y determinar la ubicación óptima de la alimentación mediante minimizar las cargas térmicas del condensador y re hervidor. Este proceso es viable para otras unidades de fraccionamiento.

 

Selección de la ubicación correcta de la alimentación es importante para optimizar la operación de la unidad. Colocación muy alta puede resultar en excesiva carga del condensador (relación de reflujo) par logra las condiciones del destilado. La colocación muy baja puede impactar la carga de re hervidor no permitiendo cumplir con las condiciones del producto de fondo.

 

Por cuanto los cómputos resumidos prevén un estimado no-preciso para la ubicación de la alimentación un método rigoroso debe ser empleado para la ubicación de éste, mediante la minimización de las cargas térmicas del condensador/re hervidor.

 

Múltiples toberas de entrada para la alimentación son típicamente las vías empleadas para ajustar el punto de entrada de la alimentación.

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizer los problemas operacionales, le sugermios su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing), and G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery) courses.

PetroSkills ofrece su experiencia en la consultoría sobre este tema y muchos adicionales. Para mayor información sobre estos servicios, le invitamos su visita a nuestra dirección en la red al http://petroskills.com/consulting, o nos envían correo electrónico al consulting@PetroSkills.com.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Sign up to receive Tip of the Month emails!

 

References

• Kirkbride, C. G., Petroleum Refiner 23(9), 321, 1944.
• Gilliland, E. R., Multicomponent Rectification: estimation of number of theoretical plates as a function of reflux ratio, Ind. Eng. Chem., 32, 1220-1223. 1940.
• Underwood, A. J. V, The theory and practice of testing stills. Trans. Inst. Chem. Eng., 10, 112-158, 1932.
• Fenske, M. R. Fractionation of straight-run Pennsylvania gasoline, Ind. Eng. Chem.; 24 482-485.1932.
• Peng, D.Y. and D. B. Robinson, Ind. Eng. Chem. Fundam. 15, 59-64, 1976.
• UniSim Design R443, Build 19153, Honeywell International Inc., 2017.
• Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 2: The Equipment Modules, 9^th Edition, 2^nd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014

El contenido de agua de los gases naturales en equilibrio con el agua se aproxima comúnmente aplicando la Figura 6.1 del Texto Campbell o la Figura 20.4 del Manual de “Gas Processors and Suppliers Association”. En los Previos del Mes (PDM) de Octubre, Noviembre, Diciembre del 2007, Febrero 2014, y Septiembre 2014, hemos estudiado en detalle el comportamiento de fases de los gases dulces y agrios más los sistemas de gases ácidos. Hemos presentado varias correlaciones más la certeza de éstas para lograr la aproximación del contenido de agua de los gases dulces, los agrios, más los sistemas de gases ácidos.

 

En este PDM evaluaremos los rangos de aplicación de temperatura, y presión en el citado estimado para el contenido de agua de los gases dulces. Adicionalmente, se compara el rendimiento de estas correlaciones en comparación con los cómputos rigorosos basados en una ecuación de estado.

 

 

Contenido de Agua de Equilibro a Baja Presión

Asumiendo que la fase de vapor es un gas ideal, y la fase líquida es una solución ideal, la igualdad de las fugacidades del agua en equilibrio se simplifica a la ley de Raoult.

 

(1)

Dónde:

y_w = fracción molar del agua en la fase de vapor

P^V = presión de vapor del agua a la temperatura del sistema.

P = presión del sistema

x_w = fracción molar del agua en la fase líquida

 

La fracción líquida puede fijarse en x_w = 1 por cuanto la solubilidad de la fase de hidrocarburos en esta es despreciable, y para incluir casos donde no existe la fase líquida de hidrocarburos – solo vapor + agua líquida. De manera que, para una presión y presión de vapor indicada, la fracción molar del agua en la fase de vapor se obtiene mediante la Ecuación 1.

 

A condiciones ideales, la fracción molar del agua en la fase de gas puede ser estimada dividiendo la presión de vapor del agua P^V , a la temperatura indicada , T, por la presión del sistema , P. La presión de vapor del agua, entre 0 a 360 °C (32 a 680 ºF) puede ser calculada aplicando a siguiente correlación [3]:

 

(2)

 

Donde :

τ = 1 – (T/T_C)

La Temperatura Crítica T_C = 647.096 K (1164.77 °R), y la Presión Crítica P_C = 22064 kPa, (3199.3 lpca) T in K (°R), and P^V in kPa (lpca), más

a₁ = −7.85951783

a₂ = 1.84408259

a₃ = −11.7866497

a₄ = 22.6807411

a₅ = −15.9618719

a₆ = 1.80122502

 

Conociendo que un kmol de agua = 18 kg (1 lbmol = 18 lbm) y un kmol de gas ocupa 23.64 Sm3 a condiciones estándar de 15 and 101.3 kPa (una lbmol de gas ocupa 379.5 PCS a condiciones estándar de 60 ° F, y 14.7 lpca), el contenido ideal de agua se calcula mediante :

(3)

 

Correlación Bukacek

Bukacek ha sugerido una correlación relativamente sencilla para el contenido de agua de un gas natural dulce como sigue:

(4)

 

(5)

 

donde T es en °F y P^V más P asumen presiones absolutas en lpca (kPa).

 

Esta correlación se reporta ser acertada para temperaturas entre 60 y 460 °F (15.5 and 238°C) y para presiones 1 entre 5 hasta 10,000 lpca (0.105 a 69.97 MPa).

 

 

Evaluación del contenido de agua mediante la Ley de Raoult (Ideal)

El rendimiento de la ley de Raoult para el estimado del contenido de agua de los gases naturales dulces fue evaluado contra la correlación Bukacek [4], procedimiento GCAP [5] y dos programas de simulación. El contenido de agua mediante el GCAP se basa en la Figura 6.1 del texto Campbell [1]. La ecuación de estado EDE SRK (Soave-Redlich-Kwong) con sus parámetros binarios de interacción preestablecidos fue aplicado en ambas simulaciones. Las composiciones de los gases se muestran en la Tabla 1. La ley de Raoult, el programa GCAP, más la correlación Bukacek son independientes de la composición del gas.

 

Tabla 1. Composicion de los gases dulces

 

En los simuladores existen varias opciones para pronosticar el contenido de equilibrio de agua de una corriente de gas que pueden resultar en diferencias de las respuestas. En este estudio la fracción molar del agua en la corriente de consideración es multiplicada por 47430 para fijar lb_m/MMpcs (o 761420 para lograr kg/10⁶ Sm³).

 

Las Figuras 1 al 5 presentan el porcentaje de desviación para el contenido de agua estimado por la ley de Raoult, el programa GCAP, y dos programas de simulación (Sim B y Sim C). En cada figura, el porcentaje de desviación del porcentaje de agua por la ley de Raoult y el programa GCAP, Sim B, y Sim C se presentan en la coordenada vertical. Los métodos ley de Raoult y GCAP son independientes de la composición, mientras que Sim B, y C son dependientes de ésta.

 

Los valores de presión son 25, 50, 100, 200, y 300 lpca (172, 344, 690 1379, y 2069 kPa); respectivamente. Para cada presión los resultados para las cuatro isotermas de 40, 80, 120, and 160 °F (4.4, 26.7, 48.9, 71.1 °C) son are presentadas.

 

La Figura 1 indica que una baja presión de 25 lpca (172 kPa), las desviaciones de la ley de Raoult’s law para el contenido de agua vs. los otros tres métodos son mínimos y entre -4 to +1 %, con rango de 5%.

 

Figura 1. Contenido de Agua por la Ley de Raoult vs. GCAP y dos simuladores a 25 lpca (172 kPa)

 

La Figura 2 indica que a la baja presión de 50 lpca (345 kPa), las desviaciones de la ley de Raoult’s para el contenido de agua y las diferencia con los otros tres métodos son mínimos con diferencia de -3 to +2 %, y rango de 5%.

 

Fig 2. Water content by Raoult’s law vs GCAP and two simulators at 50 psia (345 kPa)

 

La Figura 3 indica que a la baja presión de 100 lpca (690 kPa), las desviaciones de la ley de Raoult para el contenido de agua varía levemente con los otros tres métodos indicando diferencia de -1 to +4 %, con rango de of 5%.

 

Fig. 3. Contenido de Agua por la ley de Raoult vs GCAP y dos simuladores a 100 lpca (690 kPa)

 

 

Este análisis de la Figura 1 al 5 indica que para presiones hasta 100 lpca (690 kPa), la predicción para el contenido de agua de un gas mediante la ley de Raoult refleja desviación con los otros métodos en un 4%.

 

La Figura 4 indica que a presiones mayores de 200 lpca (1379 kPa) las desviaciones para el contenido de agua mediante Raoult en comparación con los otros tres métodos son mayores entre 0 a +9%. Esta figura también indica que la ley de Raoult indica la desviación contra el GCAP es la mayor mientras que el simulador B rinde la minima.

 

La Figura 5 indica que a presiones mayores de 300 lpca (2069 kPa) las desviaciones para el contenido de agua mediante Raoult en comparación con los otros tres métodos son mayores entre +5 hasta +14 % con rango de 9 %. Esta figura también indica que la ley de Raoult indica la desviación contra el GCAP es la mayor mientras que el simulador B rinde valores menores.

 

En general, para cierta combinación de presión y temperatura las cuales resultan en una fase densa (baja presión m alta temperatura), existen menores desviaciones con la ley de Raoult con los resultados de simulación basados en las EDE (ecuación de estado).

 

La Tabla 2 presenta la desviación absoluta más el valor ponderado de ésta desviación de la ley de Raoult vs. los métodos GCAP, Sim B, C y Bukacek aplicando 140 puntos evaluados. Nótese que para cada temperatura, cuatro gases con composiciones indicadas en la Tabla 1. fueron evaluados. La Tabla 2 presenta que la ley de Raoult posee la menor desviación contra el Bukacek, y la máxima contra para el GCAP, mientras que el ponderado es menos de 4% para presiones hasta 300 lpca (2069 kPa), y temperaturas de 160°F (71°C).

 

Fig. 4 Contenido de agua ley de Raoult vs GCAP y dos simuladores a 200 lpca (1379 kPa)

 

 

Fig. 5 Contenido de agua ley de Raoult vs GCAP y dos simuladores a 300 lpca (2069 kPa)

 

 

Tabla 2. Desviación contenido de agua ley de Raoult vs 4 métodos

 

Adicional a los sistemas de gases dulces, hemos determinado la fracción molar de equilibrio de propano vapor aplicando los simuladores B, y C, el método Bukacek, y la ley de Raoult (ideal). La Tabla 3 presenta los porcentajes de desviación de estos 4 métodos de la correlación ajustada y reportada en el GPS RR 132 [6]. La certeza de estos cuatro métodos se ubica dentro de la data experimental. Debe notarse que para temperaturas 53.8°F and 47.9°F, la presiones experimentales correspondientes fueron 98 lpca y 90 lpca, respectivamente.

 

 

Tabla 3. Predicciones para el contenido de agua de propano vs RR 132 experimental [6]

 

Conclusiones:

El rendimiento de la ley de Raoult para estimar el contenido de agua de los gases naturales dulces contra 4 métodos es presentado. Los cuatro métodos son GCAP, Simuladores A, B y la correlación Bukacek. Las siguientes conclusiones pueden arrojarse.

1. La ley de Raoult (Eq. 1) combinado con una expresión para estimar la presión de vapor de agua (Eq. 2) es herramienta sencilla para calcular el contenido de agua de los gases naturales dulces.
2. En general, para una combinación de presión y temperatura las cuales resultan en menor gas denso,( baja presión y alta temperatura), existen menores desviaciones de la ley de Raoult vs los simuladores los cuales se basasn en las EDE (ecuaciones de estado).
3. La Tabla 2 indica que el contenido de agua mediante Raoult reflejan menor desviación con la correlación de Bukacek, y las máximas con GCAP.
4. La ponderada desviación de los sistemas considerados en este previo reflejan valor menos de un 4%, con la máxima menor de 13.6% (Tabla 2) para presiones hasta 300 lpca (2069 kPa) y temperaturas hasta   160°F (71°C).

 

Para informarse sadicionalemte sobre casos similares y como minimizer los problemas operacionales, sugermios su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing), y G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery) cursos.

PetroSkills ofrece su experiencia en consultoría sobre este tema y muchos adicionales. Para mayor información sobre estos servicios, invitamos su visita a nuestra dirección en la red al http://petroskills.com/consulting, o nos envían correo electrónico al consulting@PetroSkills.com.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por Dr. Frank E. Ashford

 

 

Interested in receiving Tip of the Month email updates? Sign up today!

---

 

References

1. R. Kobayashi, “Water content of ethane, propane, and their mixtures in equilibrium with water and hydrates,” Gas Processor Association Research Report (GPA RR 132), Tulsa, Oklahoma, 1991.andSong, K
2. GCAP 9.2.1, Gas Conditioning and Processing, PetroSkills/Campbell, Norman, Oklahoma, 2015.
3. Bukacek, R.F., “Equilibrium Moisture Content of Natural Gases” Research Bulletin IGT, Chicago, vol 8, 198-200,  1959.
4. Wagner, W.  and Pruss, A.,  J. Phys. Chem. Reference Data, 22, 783–787, 1993.
5. GPSA Engineering Data Book, Section 20, Volume 2, 13^th Edition, Gas Processors and Suppliers Association, Tulsa, Oklahoma, 2012.
6. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 1: The Basic Principles, 9^th Edition, 2^nd  Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.

Continuando el Previo del Mes (PDM) de Enero 2008, este previo presenta dos métodos para optimizar el rendimiento de un sistema de refrigeración empleando una unidad economizadora mas dos etapas de compresión. Específicamente, se intentara minimizar la potencia total de compresión y la carga térmica del condensador mediante esta optimización de la etapa intermedia.

 

Los detalles de un Sistema sencillo de refrigeración mas uno empleando un tanque de equilibrio instantáneo economizador y dos etapas de compresión se presentan en el Capitulo 15 del volumen Gas Conditioning and Processing , Volumen 2 [2]. El diagrama de flujo de proceso para un sistema de refrigeración con tanque de vaporización economizador y dos etapas de compresión se presentan en la Figura 1. Nótese que se han tomado previsiones para considerar la caída de presión en la línea de succión de la primera etapa de compression.

 

 

Figura 1. Diagrama de Flujo de Procesos para un Sistema de Refrigeracion con Unidad Economizadora y Dos Etapas de Compresión

 

Consideremos la remoción de 10.391×10⁶ kJ/h (2886 kW) de un gas de proceso a -35°C con su rechazo al ambiente mediante un condensador a 35 ° C. El propano puro es aplicado como fluido operativo. En este estudio, todas las simulaciones fueron logradas por el Software UniSim Design [3]. Asumiendo una caída de presión de 5 kPa en el Enfriador (Chiller) , la presión del vapor saturado despojado del chiller a -35 ° C es 137.4 kPa. Igual asumiendo 30 kPa de caída de presión en la línea de succión, la presión de succión de la primera etapa de compresión es de 107.4 kPa. La presión de condensación del propano a 35 ° C es de 122º kPa. El diferencial de presión en el condensador más el de la línea proveniente del compresor a su descarga es de 50 kPa. De manera la descarga de compresión es de 1270 kPa. En adición una eficiencia adiabática fue asumida en 75 % para las dos etapas.

Asumiendo despreciable caída de presión en las etapas, la Figura 2 presenta la variación de las etapas de compresión 1,2 y la potencia total como función de la presión entre etapas.

 

Método 1:

La opción “Databook” del menú de los “Tools” del Sistema UniSim fue empleado para generar potencias (variables dependientes) como función de la presión entre etapa (Variable Independiente). Esta fue variada entre 200 kPa hasta 1000 kPa mediante incrementos de 10 kPa.

Como se observa en esta Figura, la presión entre etapa optima es de unos 470 kPa. Esta presión corresponde a la potencia mínima y también la igualdad de las etapas 1 y 2 en potencia.

 

Figura 2. Impacto de la presión entre etapa sobre la potencia de compresión

 

Similarmente, la Figura 3 presenta la potencia total, más la relación de presión de las etapas 1 y 2. Esta Figura muestra en forma clara que la potencia mínima de compresión no ocurre a iguales relaciones de presión de 3.44. Sin embargo el Capitula 14 de compresión (Compressors) del Volumen 2 Gas Conditioning and Processing 2[2] cita : “ La potencia total es tipicmanete minimizada cuando las relación de comprensión son iguales en cada etapa.” ¿Porque no es el caso acá?

La presión óptima ideal entre etapas basada en relaciones iguales se puede definir por la siguiente ecuación:

 

 

La igualdad de relación de presión para cada etapa es R₁=369.3/107.4=3.44 y R₂=1270/369.3=3.44. La ecuación indicada es válida si los flujos másicos a través de ambas etapas son los mismos y las temperaturas de succión de las mismas también igual. En un sistema de refrigeración con tanques de equilibrio economizadores más múltiples etapas de compresión, no se cumplen ningunas de estas condiciones. En este caso, el flujo de masa de las etapas 1 y 2 son R₁=369.3/107.4=3.44 and R₂=1270/369.3=3.44 respectivamente. Así mismo, las temperaturas de succión son -35.8°C and 21.1°C.

 

Figura 3. Impacto de la presión entre etapa sobre la potencia de compresión y relación de presiones de compresión

 

Método 2:

Un proceso alterno y de mayor facilidad es el de determinar la presión óptima entre etapas mediante la herramienta “Adjust” en el complejo de simulación. Como se observa en la Figura 1, ADJ-2 fue empleada para variar la presión entre etapa (corrienteR-12) de manera que la potencia de la etapa inicial “R-Comp-LP Power” se igual a la segunda etapa “R-Comp-HP Power”. El manejo del ADJ-2 se observa en la Figura 4 y los detalles de la iteración más resultados finales se ven en la Figura 5. Como se observa en la Figura 5, la presión optima entre etapa es de 472.3 kPa. Y la potencia de cada etapa es de 793 kW lo cual suma un total de 1586 kW.

 

Resumen:

Por cuanto los flujos másicos y las temperaturas de succión fueron distintas en cada etapa de compresión, la potencia total mínima no ocurre a relaciones de compresión iguales en cada etapa.

Dos métodos de “Databook” y “Adjust” fueron aplicados para minimizar la potencia total de compresión más la carga térmica de condensación mediante la selección de la presión óptima entre etapas. Este procedimiento es solo aplicable para un proceso de refrigeración sencillo, de dos etapas de compresión sin cargas laterales al nivel del refrigerante en el sistema economizador.

En el primer método “Databook”, la presión óptima entre etapas fue determinada minimizando la carga mínima de compresión. En el segundo método “Adjust”, ésta fue determinada igualando las potencias de las etapas 1, y 2. Ambos métodos resultaron en la misma presión entre etapa y potencia total.

 

Figure 4. Detalle del inicio “Adjust”

 

 

Figura 5. Iteración y resultados finales del “Adjust”

 

 

Para la misma carga térmica del chiller, temperaturas de éste y el condensador, más pérdidas de presión, los resultados del sistema con unidad economizadora son comparados con los de un sistema sencillo en la Tabla 1. Ésta indica que los ahorros de compresión y carga térmica de condensación son de 17.4% , y 6.97 % respetivamente. La ciada de presión entre etapas es única al sistema economizador y su efecto es la reducción en el ahorro de potencia cuando comparado con un sistema sencillo, mas aumenta la carga del condensador.

 

Tabla 1. Especificaciones de refrigeración y resultados calculados

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar sus problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing) y G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery)

PetroSkills ofrece su experiencia en consultoría sobre este tema y muchos adicionales. Para mayor información sobre estos servicios, le invitamos nos visite en nuestra dirección al http://petroskills.com/consulting, o nos envían correo al consulting@PetroSkills.com.

Sign up to receive Tip of the Month emails!

 

---

References:

1. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2008/01/refrigeration-with-flash-economizer-vs-simple-refrigeration-system/,  Tip of the Month, January 2008.
2. Printing, Editors Hubbard, ^nd Edition, 2^thCampbell, J.M., “Gas Conditioning and Processing, Volume 2: The Equipment Modules,” 9R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
3. UniSim Design R443, Build 19153, Honeywell International Inc., 2017.

La medición acertada y predicciones de la presión de vapor de los crudos, los Líquidos del Gas Natural (LGN) son importantes para asegurar seguridad en el almacenamiento, transporte, transferencia por custodio, minimizar pérdidas de vaporización, y protección ambiental. Las especificaciones de la Presión de Vapor se relacionan típicamente con los sistemas de medición Presión de Vapor Reid (PCR, RVP) y/o la Presión de Vapor Actual (PVA,TVP). Adicional a los procedimientos estándar para estas mediciones, existen métodos rigorosos, y agilizados para su estimación y pronóstico.

 

Basado en el ASTM D323, existen figuras y monografías para la conversión del PVR (RVP), a la PVA (TVP) para los LGN (líquidos del Gas Natural) y los crudos a una temperatura especificada [-141,2]. Continuando con el Previo del Mes (PDM) de Febrero 2016 [3], este previo presentará correlaciones sencillas para determinar la PVA (TVP), y luego la RVPE (Presión de Vapor Reid Equivalente) tal como descrita en la normativa (Estándar) ASTM D6377-14 [4] a una temperatura especificada. Las correlaciones son fáciles de aplicar en los cómputos a mano o llevados por hoja de cálculo.

 

El Estándar D6377 describe el uso de los instrumentos automatizados de presión da vapor para determinar este parámetro efectuado en un vacío para los crudos. El método de prueba es empleable para el análisis de muestras que ejercen una presión de vapor entre 25 kPa y 180 kPa a 37.8 °C (3.63 lpca and 26.1 lpca at 100 °F) a relaciones vapor-liquido de 4:1 hasta 0.02:1 (V/L = X = 4 to 0.02). Una medición TVP (PVA) puede ser determinada tomando presiones de vapor a distintas relaciones de expansión (V/L = X) y extrapolando hasta V/L = X = 0. Verifiquen la referencia [4] para la descripción en detalle de este método estándar.

 

Para demostrar el procedimiento Estandar ASTM D6377 generamos presión de vapor de una muestra de condensado indicada en la Tabla 1 a cuatro relaciones de expansión X = 1, 2, 3, 4 empleando el programa de Simulación ProMax [5] basado en la ecuación de estado Soave Redlich Kwong [6]. En esta tabla las fracciones pesadas son presentadas por las fracciones-F y sus propiedades se muestran en la Tabla 2.

 

 

 

 

 

La Tabla 3 presenta la presión de vapor generada a 37.8 °C (100 °F ) para las cuatro relaciones de expansión aplicando el ProMax para imitar los resultados experimentales.

 

 

 

Ecuación Cuadrática:

La presión de Vapor (PV) como función de la relación de expansión (X) en la Tabla 3 fueron correlacionadas mediante una ecuación cuadrática como sigue:

VP = a + bX +cX²

 

Los parámetros correlacionados a, b, y c son presentados en la Tabla 4 para las presiones de la Tabla 3 en kPa y lpca.

 

 

¹AAPD           = Porcentaje de Desviación Ponderada Absoluta

²MAPD          = Porcentaje de Desviación Absoluta Máxima

³NP                = Número de Puntos de Data (NP)

 

 

La Figura 1 presente la generada la presión de vapor (círculos rellenos) y el ajuste cuadrático (línea sólida) del condensado en la Tabla 1. La presión de vapor extrapolada a X = 0 (relación de expansión) es 8.56 lpca (59 kPa). Este valor de presión de vapor extrapolado se ajusta muy cercanamente a la Presión de Burbuja del condensado en la Tabla 1 por ProMax.

 

 

 

 

Ecuación Exponencial:

La presión de vapor (PV) como función de la relación de expansion (V/L = X) en la Tabla 3 igual puede ser ajustada a una ecuación exponencial como sigue:

VP = αe^(βX)

 

Los parametros α and β son presentados en la Tabla 5 dadas las presiones en la Tabla 3 en kPa y lpca.

 

 

¹AAPD           = Porcentaje Absoluto de Desviación Ponderado

²MAPD           = Máximo Porcentaje Absoluto de Desviación

³NP                 = Número de Puntos de Datas

 

La Figura 2 presenta la presión de vapor generada (círculos llenados) y la data experimental exponencial (línea solida) del condensado de la Tabla 1. La presión de vapor extrapolada a X = 0 (relación de expansión) es 8.56 lpca (59.0kPa). Similar al ajuste cuadrático, este valor extrapolado de la presión de vapor se compara muy cercanamente al punto de burbuja estimado del condensado expuesto en la Tabla 1 por ProMax.

 

 

 

RVPE ASTM D6377:

El RVPE (Presión de Vapor Reid Equivalente) puede ser estimado mediante las siguientes correlaciones:

Sesgo ponderado de distintos crudos [7]

RVPE = A x VPCR_X=4 (a 100 °F o 37.8°C) + B

donde A= 0.752 y B=0.88 lpc (6.07 kPa).

Para el condensado de la Tabla 1 y de la Tabla 3, VPCR_X=4 = 7.63 lpc (52.63 kPa)

RVPE = 0.752 x 7.63 + 0.88 = 6.62 lpc

RVPE = 0.752 x 52.62 + 6.07 = 45.64 kPa

 

Nueva correlación para los crudos “vivos” (para las muestras en los cilindros presurizados de pistón flotante) [4]

RVPE = 0.834 x VPCR_X=4 = 7.63 lpc (52.63 kPa)

RVPE = 0.834 x 7.63 = 6.36 lpc

RVPE = 0.834 x 52.62 = 43.89 lpc

 

Nueva correlación para los crudos muertos (muestras para ejemplos en cilindron no presurizados de 1 litro) [4]

RVPE = 0.915 x VPCR_X=4 (a 100 °F o 37.8°C)

 

 

Resumen::

Para mediciones certeras, procedimientos estándar expuestos en el ASTM D6377-14 y otras guías deben ser consultadas. Varias organizaciones están en la actualidad trabajando para mejorar la precisión de la estimación del PVA y/o VPCRx (ASTM D6377) mediante las técnicas de medición. En todos los casos, las Leyes y Regulaciones Federales y Estatales deben ser respetadas para la seguridad y protección ambiental.

 

Una correlación cuadrática, y otra exponencial fueron presentadas para incorporar presiones de vapor medidas mediante un ajuste de data a distintas relaciones de expansión (V/L = X) (e.i. 1, 2, 3 y 4). Para demostrar las mediciones de presión de vapor mediante el ASTM D6377, una muestra ejemplar de un condensado fue empleado y sus valores estimados por el ProMax, así imitando éstas mediciones. Los valores fueron ajustados a una correlación y extrapolados a una relación de expansión de cero (V/L = X) para así estimar la PVA (TVP). Luego las correlaciones del D6377 fueron empleadas para pronosticar el RVPE aplicando la medición de la presión de vapor a una relación de expansión de V/L = X = 4.

 

Las Figuras 1 y 2 presentan una relación casi lineal entre le presión de vapor vs la relación de expansión debido al rango muy cerrado de éste (1 al 4). Como se ve en el Apéndice, dado un rango más amplio de la relación de expansión (5 a 50)   la presión de vapor vs relación de expansión no es lineal. En adición el ajuste cuadrático con tres coeficientes arroja mejor aproximación en comparación con la relación exponencial con solo dos coeficientes.

 

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

 

References:

1. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 1: The Basic Principles, 9th Edition, 2nd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
2. ASTM D323: Standard Test Method for Vapor Pressure of Petroleum Products (Reid Method), 1999.
3. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2016/02/correlations-for-conversion-between-true-and-reid-vapor-pressures-tvp-and-rvp/, 2016
4. ASTM D6377: Standard Test Method for Determination of Vapor Pressure of Crude Oil: VPCRX  (Expansion Method), 2014
5. ProMax 4.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2017.
6. Soave, G., Chem. Eng. Sci. Vol. 27, No. 6, p. 1197, 1972.
   ASTM D6377: Standard Test Method for Determination of Vapor Pressure of Crude Oil: VPCRx  (Expansion Method), 2003.

 

 

Appendix:

 

 

 

¹AAPD           = Porcentaje Absoluto de Desviación Ponderado

²MAPD          = Máximo Porcentaje Absoluto de Desviación

³NP                 = Número de Puntos de Datas