Continuando el Previo del Mes (PDM) de Diciembre 2013, este Previo del Mes (PDM) investiga el efecto del CO₂ en el gas de alimentación, caudal del gas de arrastre, y el impacto de la relación másica del trietilén glicol (TEG) sobre las pérdidas de éste en el tope del regenerador. Mediante la ejecución de cómputos rigorosos de simulación de un proceso de deshidratación mediante el TEG, se han preparado dos cartas de referencia para la rápida aproximación de las pérdidas del TEG del tope del regenerador, las cuales pueden ser aplicadas para los cómputos típicos de las facilidades. Adicionalmente se muestra mediante un caso en estudio el impacto del CO₂ contenido en el gas de entrada sobre las citadas pérdidas.

 

Resultados de la Simulación por Computadora:

Para poder estudiar el impacto del CO2, el gas de arrastre, y relación de circulación másica del TEG sobre las pérdidas de vaporización, el proceso de deshidratación mediante el TEG fue simulado aplicando el conjunto de programas de simulación (software) ProMax con su ecuación de estado ecuación de estado (EDE) Soave-Redlich-Kwong (SRK) [3]. El diagrama de flujo aplicado para estas simulaciones es el mismo que fuera empleado en el PDM de Noviembre 2013 [4], el cual se muestra en la Figura 1.

 

El gas cargado de agua de saturación, con contenido de 915 kg/10⁶ std m³ (57 lbm/MMPCS) se introduce en el fondo de la torre contactora a 37.8°C (100°F) y 6897 kPaa (1000 lpca) a un gasto 2.835×10⁶ std m³/d (100 MMPCSD). Este gas en estudio reflejaba un gas dulce o uno de 10 %molar de CO₂. La mismo tenía tres etapas teóricas de contacto. El TEG pobre irriga la zona superior de la torre y se distribuye hacia abajo por la columna. Como se muestra en la Figura 1, el contenido de agua del gas seco es de 10 mg/std m³ (0.63 lbm/MMPCS).El TEG rico contiene 96.1 porcentaje de masa del TEG entrando a la columna regeneradora a 100°C (212°F) y 515 kPaa (74.7 lpca). La temperatura del re hervidor fue fijada en 204.4°C (400°F), y una relación de ascenso molar en 0.10 (base molar). Fueron simuladas dos etapas en la regeneradora (N_R = 2), y dos en la columna de arrastre (N_S=2). El gas de arrastre se introduce en el fondo de la columna a 204°C (399°F) y 524 kPaa (76 lpca). El metano fue empleado para este proceso un caudal de 53.6 std m³/h (1893 pcs/hr). La solución pobre regenerada poseía un 99.86 % de masa de TEG y la razón del volumen del gas de arrastre al TEG fue de 20 std m³ de gas/std m³ del TEG pobre (2.67 pcs/gal) o una razón másica de 28.3. La temperatura en el tope de la columna re hervidora fue de 91.4°C (196.5°F). Si el mismo gas de arrastre es lateral-inyectado (sparged) directamente al re hervidor (N_S = 0, sin ninguna columna de regeneración), con todo lo demás quedando sin cambio, la solución regenerada posee 99.2 % de masa del TEG, y la temperatura en el tope de la columna es prácticamente la misma en 91.1°C (196°F). Para este caso (N_S = 2), y el numero de contactos en la regeneradora es aumentado de 2 a 3 (N_R = 3); el TEG pobre aumenta ligeramente de 99.6 a 99.8 % de masa, pero la temperatura del tope se ve sin cambio.

 

Aplicando un arreglo de equipos como se muestra en la Figura 1, se efectuaron varias simulaciones para un rango de caudales de gas de arrastre, Nr = 2, NS =2, y presión del re hervidor (reboiler) de 110.3 kPaa (16 lpca), con temperatura de 204.4°C (400°F). . Los resultados de estas corridas se pueden observar en las Figuras 2, y 3.

 

 

Figura 1. Resultados ejemplares aplicando el ProMax [2] para la deshidratación mediante el TEG con condiciones de re hervidor P=110.3 kPaa (16 lpca) mas N_R=2 y N_S=2 [4]

 

 

La Figura 2 presenta la variación de las pérdidas del TEG del tope del conjunto arrastradora(inyectora)/regeneradora con razón de circulación másica y gasto de gas de arrastre. Adicionalmente al gas dulce de alimentación (líneas sólidas), la Figura 2 también presenta los resultados pertinentes de un gas de alimentación conteniendo 10 molar de CO₂, identificado por las líneas punteadas.

 

La Figura 2 indica que mientras la razón del gas de arrastre aumenta, las pérdidas de vaporización del TEG se merman debido a la reducción de la temperatura en el tope de la columna regeneradora. Esta figura igual indica que mientras aumenta la razón de circulación del TE, las pérdidas de éste por vaporización aumentan inicialmente debido a menor contenido de agua en la solución TEG, seguido por una tendencia de disminución con la excepción del caso de baja tasa de inyección del gas de arrastre. La Figura 2 adicionalmente indica que la presencia de 10 % molar de CO2 en la alimentación impacta muy poco a las citadas pérdidas del TEG en el tope del regenerador. La Figura 2 puede será aplicada para lograr un estimado sencillo de las pérdidas del TEG del tope de la columna regeneradora, para un caudal de gas de inyección (arrastre), y razón de circulación másica del TEG.

 

 

Figure 2. Variación de la pérdidas de vaporización del TEG del tope de de la regeneradora y caudal de gas de inyección (arrastre) en el tope P=101.3 kPaa (14.7 lpca) y re hervidor P=110.3 kPaa (16 lpca) a 204.4°C (400°F)

 

 

Como anticipado la Figura 3 indica que la pérdida del TEG por vaporización del tope de la contactora aumenta ligeramente con gasto de gas de inyección (arrastre). En adición esta figura nos muestra que mientras la razón de circulación másica del TEG es mayor que 15 masa del TEG/masa de agua removida, las pérdidas se mantienen casi constante. Menor razón de circulación corresponde a menor cantidad del TEG en la contactora y menos pérdida.

 

La Figura 3 igual nos indica que la pérdida del TEG por vaporización es mayor par un gas reflejando 10 % molar e CO₂ (líneas punteadas) por un factor de eso de un 18 %.

 

Comparación de las Figuras 2 y 3 indica que la pérdida del TEG del tope de la contactora es casi 10 veces mayor que las del tope de la torre re hervidora/regeneradora.

 

 

Figure 3. Variación de las pérdidas del TEG del tope de la contactora con razón de masa de circulación y gas de inyección (arrastre)

 

Conclusiones

 

En este PDM, el impacto del CO₂ en el gas de alimentación, razón de circulación másica, caudal de gas de inyección (arrastre) sobre las pérdidas del TEG del tope de la contactora y regeneradora fue analizado. Se prepararon varias cartas de correlaciones para lograr una aproximación rápida de las pérdidas del tope de la unidad re hervidora/tope de la columna regeneradora para lograr la concentración deseada del TEG pobre, y éstas presentadas en las Figuras 2, y 3. Estas se han basado en cómputos rigorosos logradas mediante la simulación por computadora y se pueden aplicar para los cómputos de tipo facilidades en la evaluación y solución de la problemática operacional (troubleshooting) de una facilidad de deshidratación de TEG. Adicionalmente, las siguientes observaciones fueron arrojadas para los casos en estudio en este PDM.

1. La pérdida del TEG por vaporización es casi 10 veces mayor en el tope de la contactora que la regeneradora/ re hervidora (ver Figuras 2, y 3)
2. La presencia de 10 % molar del CO₂ en el gas de entrada a la contactora aumenta las pérdidas del TEG en la contactora (Figura 3), pero arroja poco impacto en la regeneradora (Figura 2).
3. Los resultados de las pérdidas de vaporización del tanque de despojo fueron mínimas de unos 0.0025 lit de TEG/10⁶ Std m³ de gas (0.00002 gal de TEG/MMpcs de gas).
4. Aun cuando no analizado en este PDM, las pérdidas mecánicas tales como el arrastre en el tope de la contactora y regeneradora, mas fugas de sellos de bombas son generalmente mucho mayores que las pérdidas por vaporización acá presentado.

 

 

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By: Dr. Mahmood Moshfeghian

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References

Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2013/12/estimating-teg-vaporization-losses-in-teg-dehydration-unit/, Tip of the Month, December 2013.

ProMax 4.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2017.

Soave, G., Chem. Eng. Sci. Vol. 27, No. 6, p. 1197, 1972.

Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2013/11/estimating-still-column-top-temperature-in-teg-dehydration-unit/, Tip of the Month, November 2013.

Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2013/09/high-pressure-regeneration-of-teg-with-stripping-gas/, Tip of the Month, September 2013.

En los Previos del Mes correspondientes a Febrero y Mayo del 2010 hemos presentado la distribución y concentración de los compuestos de azufre en un tren de fraccionamiento de los LGN (NFT) aplicando un conjunto de programas de simulación (software) comercial [1-3].

 

Los Compuestos que pueden estar presentes en los LGN incluyen el H₂S, COS, CS₂, y los mercaptanos (RSH). Estos se presentan típicamente en concentraciones mínimas y comúnmente se eliminan mediante la adsorción en un tamiz molecular, reacción con una solución caustica, o el tratamiento con aminas. Adicionalmente, el contenido de metanol del hidrocarburo líquido puede presenciarse en concentraciones altas hasta el 0.6 % molar (GPA-Midstream RR 149).

 

Este previo presentará el efecto del metanol sobre la distribución y concentración de los compuestos de azufre en un tren de fraccionamiento de los LGN aplicando un simulador de procesos basado en la ecuación de estado Peng – Robinson. Los parámetros de interacción binaria incorporados internamente en el simulador fueron aplicados. Los resultados tabulares y gráficos de ésta simulación son presentados en la Tabla 1.

 

 

 

El diagrama de flujo de proceso del TFL (NFT) se muestra en la Figura 1 [3]. Las especificaciones de la columna, y el producto se ven en la Tabla 2. Una eficiencia total de un 90 % de los platos (contactos) fue aplicada para todas las columnas.

 

 

 

 

 

Expectativas de la Distribución del Producto:

 

La Figura 2, tal como la Figura 9 presentada por Likins y Hix [7], muestra un gráfico de barras en escala logarítmica descendiente de las presiones de vapor de los compuestos puros de interés en este estudio. Las presiones de vapor indicadas en este diagrama se calcularos mediante el ProMax [5].

 

Esta Figura indica que el COS debe distribuirse tanto a las corrientes de etano así como el propano. El MeSH, con presión de vapor cercana a la del n-butano debe distribuirse principalmente con los butanos y una mínima cantidad en la corriente del pentano. El EtSH, con presión de vapor entre el butano y pentano, debe distribuirse primariamente entre el butano y pentano. Así, la distribución del CS₂ debe ocurrir entre las corrientes de pentano y los C₆⁺ con solo trazas mínimas hacia el butanos. Los compuestos de azufre de mayor peso deben presenciarse casi en su totalidad en la corriente de los C₆⁺.

 

 

 

Resultados de la Simulación por Computadora:

 

El TFL descrito en la sección previa fue simulado aplicando el ProMax [5] basado en la ecuación de estado Peng Robinson (PR Eos) [6]. En este estudio, los paramentos de interacción binaria fueron aplicados aun cuando recomendamos evaluar la veracidad de los resultados EVL contra data experimental, y de ser necesario la inserción de una regresión de esta información EVL dentro de los parámetros de interacción binaria. Esta regresión puede ser requerida para modelar el sistema incluyendo los mercaptanos.

 

El enfoque de este estudio se basa en la distribución (% de recuperación) y concentración (PPM) de los compuestos de azufre dentro de las corrientes de productos en la ausencia del metanol. La Tabla 3 presenta la concentración en PPM de los compuestos de azufre en la alimentación mas las corrientes de los productos. La concentración máxima de cada compuesto en las corrientes de los productos se muestra en los tintes rojos en color.

 

 

 

 

Las Figuras 2 al 6 presentan gráficos de barras de la recuperación de cada compuesto de azufre en el “Gas” más las otras corrientes de los productos. Nótese que en estas figuras, el “Gas” representa la suma de las corrientes 9, 13, y 16. La recuperación en porcentaje molar se define en el número de moles de un componente en el producto dividido por los moles del mismo componente en la corriente de alimentación. (Corriente 5). Las Figuras 8 al 11 presentan el impacto del metanol sobre la recuperación de los compuestos de azufre en las corrientes de los productos.

 

 

H2S y COS:

 

H₂S y COS: La Figura 3 muestra la distribución y recuperación del H₂S y COS en el Gas, y corrientes de producción C₂ y C₃. Como esperado, mucho del H2S se distribuye en las corrientes de producción del gas y el C₂, y mucho del COS finaliza en la corriente de producto del C₃. Nótese que el COS dentro del C3 ~ 0.

 

MeSH: La Figura 5 indica la distribución y recuperación del MeSH en las corrientes de productos del Gas, C₂, C₃, C4, y C₅ . La mayoría del MeSH se distribuye a las corrientes del C₃ y C₄. Note que el MeSH en el C₂ y C₅ es ~ 0.

 

 

 

 

EtSH y CS2: La Figura 5 muestra la distribución y recuperación del EtSH and CS₂ en las corrientes de productos C₃, C₄, C₅, y el C₆₊ . La mayoría del EtSH se integra a las corrientes del C₄ y C₅ y la gran parte del CS₂ se observa dentro del C₅ lo cual es consistente con la data de la Figura 1. Note que el EtSH en el C₃ y C₆₊ es ~ 0 y CS₂ en el C₆₊ es ~ 0.

 

iC3SH y iC4SH: La Figura 6 muestra que la distribución y recuperación del iC₃SH y iC₄SH en las correspondientes corrientes de C₄, C₅ y C₆₊ . Como esperado el iC₃SH se presenta en las Corrientes del C₅ and C₆₊ y todo el iC₄SH finaliza en la corriente C₆₊. Note que el iC₃SH en el C₄ es ~ 0.

 

 

 

 

 

 

 

 

Efecto del Metanol

Para investigar el impacto del metanol sobre las recuperaciones de los compuestos de azufre dentro de las corrientes de los productos, la concentración del metanol en la corriente alimentadora (corriente 5) fue actualizada a 0.01, 0.1, 0.5, y 1 % molar.

 

Como se observa en la Figura 7, los resultados de la simulación indicaron que casi todo el metanol fue distribuido solo entre las corrientes de producto de los C₄, y C₅. Basado en la Figura 2, todo el metanol debe agregarse a las corrientes del C₆ y C₇, pero no de la misma familia (fuente). La Figura 7 también indica que el nivel de las recuperaciones de estas dos corrientes de productos es función lineal de la concentración del metanol en la corriente alimentadora.

 

 

 

 

Los resultados de simulación indican que las recuperaciones de H₂S, COS, y el iC₄SH son independientes de las concentraciones de metanol en la alimentación. El impacto de esta concentración en la alimentación sobre la recuperación de otros compuestos de azufre son presentados en las Figuras 8 al 11.

 

La Figura 8 indica que la presencia de metanol en la alimentación imparte un efecto apreciable sobre las recuperaciones de EtSH y CS₂ en las corrientes de productos C₄ y C₅, pero despreciable sobre la recuperación del MeSH en las corrientes de productos.

 

Las Figuras 9 y 10 indican que la presencia de metanol en la alimentación imparte efecto apreciable sobre las recuperaciones de EtSH y CS₂ en las corrientes de productos de C₄ y C₅ pero lo inverso en la corriente de C₆₊ respectivamente.

 

La Figura 11 indica que la presencia de metanol en la corriente posee efecto importante sobre las recuperaciones de iC₃SH en las corrientes de productos C₅ and C₆₊ pero sin impacto en la corriente de C₄.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Conclusiones:

Los resultados computacionales presentados y expuestos en este trabajo son específicos para un tren de fraccionamiento del LGN considerado en lo expuesto, pero existen varias conclusiones que se pueden concretar del trabajo expuesto. Estos resultados se pueden resumir como sigue:

• La mayor concentración del MeSH ocurre en la corriente de producto C₄ (corriente 20).
• La mayor concentración del EtSH ocurre en la corriente de producto C₅ (corriente 23).
• La mayor concentración del CS₂ ocurre en la corriente de producto C₅ (corriente 23).
• La mayor concentración del iC₃SH ocurre en la corriente de producto C₅ (corriente 23).
• La mayor concentración del iC₄SH ocurre en la corriente de producto C₆₊ (corriente 24).
• El metanol en la corriente de alimentación será distribuida en las corrientes de producto C₄ y C₅.
• La cantidad de recuperación del metanol en las corrientes de producto C₄ and C₅ es función lineal de la concentración de este compuesto en la alimentación.
• La presencia del metanol en la corriente de entrada no imparte efecto sobre las recuperaciones del H₂S, COS (el más volátil) y el iC₄SH (el menos volátil) en las corrientes de productos.
• La Presencia del metanol en la alimentación imparte poco impacto sobre la recuperación del MeSH en las corrientes de productos.
• Presencia del metanol en la corriente de entrada imparte efecto considerable sobre las recuperaciones de EtSH, CS₂ y iC₃SH en las corrientes de productos. En la ausencia de metanol, la mayoría de estos tres compuestos fue distribuido en las Corrientes de productos C₄ and C₅; de manera que su concentración en estas dos corrientes se ve impactada por el methanol.

 

Los parámetros de interacción binaria utilizados en el EDE (EoS) juegan un papel importante en el comportamiento EVL (VLE) del sistema bajo estudio, mas impactan la distribución de los compuestos de azufre presentes en la alimentación. La aplicación de parámetros incorrectos puede resultar en errores en las conclusiones. Se debe ejercer mucha cautela en la selección y aplicación de estos parámetros. En este estudio, los valores aplicados fueron arrojados por aquellos almacenados en el simulador.

 

Los resultados también indican que algunos de estos compuestos no fueron distribuidos entro los productos de los hidrocarburos de la misma manera en que se esperaría como función de sus volatilidades y concentraciones. Esto podría ser explicado por las conclusiones expuestas por Harryman y Smith [8,9] quienes detallaron; “ iC₃SH se constituye mediante el fraccionamiento dentro de la de-propanizadora y la de-etanizadora.” Debe ser adicionalmente notado que el comportamiento EVL de los componentes en una mezcla no es la misma que su rendimiento de manera singular.

 

De manera que, la evaluación adicional se justifica para arribar a una decisión concreta. Esto debe ser buena razón para lleva a cabo pruebas en el laboratorio más los cómputos detallados termodinámicos para concretar las caudales, y concentraciones del caso. Siempre se debe efectuar estos detalles de análisis para justificar las decisiones tomadas más la selección de los esquemas de proceso.

 

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

Reference:

1. Moshfeghian, M. “Distribution of Sulfur-Containing Compounds in NGL Products”, TOTM, Feb 2010.
2. Moshfeghian, M. “Distribution of Sulfur-Containing Compounds in NGL Products by Three Simulators,” TOTM, May 2010.
3. Al-Sayegh, A.R., Moshfeghian, M.  Abbszadeh, M.R., Johannes, A. H. and R. N. Maddox, “Computer simulation accurately determines volatile sulfur compounds,” Oil and Gas J., Oct 21, 2002.
4. Gas Processors Association, “GPA RR-149: Vapor-Liquid and Vapor-Liquid-Liquid Equilibrium for H2S, CO2, Selected Light Hydrocarbons and a Gas Condensate in Aqueous Methanol or Ethylene Glycol Solutions,” 1995.
5. ProMax 4.0, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2017.
6. Peng, D.Y. and D. B. Robinson, Ind. Eng. Chem. Fundam. 15, 59-64, 1976.
7. Likins, W. and M. Hix, “Sulfur Distribution Prediction with Commercial Simulators,” the 46th Annual Laurance Reid Gas Conditioning Conference Norman, OK 3 – 6 March, 1996.
8. Harryman, J.M. and B. Smith, “Sulfur Compounds Distribution in NGL’s; Plant Test Data – GPA Section A Committee, Plant design,” Proceedings 73rd GPA Annual Convention, New Orleans, Louisiana, March, 1994.
9. Harryman, J.M. and B. Smith, “Update on Sulfur Compounds Distribution in NGL’s; Plant Test Data – GPA Section A Committee, Plant design,” Proceedings 75th GPA Annual Convention, Denver, Colorado, March, 1996.

Este PDM discutirá el fenómeno de infinidades de reciclaje y sus impactos sobre:

1. Diseño
2. Análisis de los problemas de operación (troubleshooting)
3. Optimización para aumentar la producción de crudo con sencillo ajuste de punto de control
4. Reducción en el gas de antorcha – una compañía en el GDM (Golfo de Méjico) fue multada por 200 millones de $ como resultado de estos reciclajes.
5. No Convencionales – impactos sobre la recuperación de los gases de venteo de tanques – caballaje, antorchas, y la PAV (presión actual de vapor)
6. Identificación y soluciones

 

Pregunta: Si uno dispone de una aplicación de reciclaje infinito del LPG en su Planta de procesamiento, que caballaje requiere su sistema de compression.

 

Respuesta: Infinito

El Gas Petrolífero Licuado (LPG) es compuesto por propano y butano. La presión a la cual se licúa el LPG, designado como su presión de vapor, varía dependiendo de su composición y temperatura; por ejemplo es aproximadamente 220 kPa (32 lpca) para el butano puro a 20 °C (68 °F), y aproximadamente 2,200 kPa (320 lpca) para el propano puro a 55 °C (131 °F).

 

En la Figura 1 se presenta el ciclo estándar de refrigeración. El Compresor (K-100)/Enfriador (E100)/Separador (V-100)/Válvula JT (VLV- 100) /Carga Térmica del Evaporador (Chiller) – (E101), y reciclaje de retorno al Compresor. Bajo operación normal, la corriente No. 4 presenta gasto de cero y el Sistema es un lazo cerrado. Si se pudiese agregar una corriente adicional de propano puro al sistema en la succión del compresor, se crearía un lazo infinito por cuanto el vapor proveniente del V-100 aun sería cero debido a los límites termodinámicos del diagrama de fases. Este sistema requiere caballaje infinito y las dimensiones del resto del equipo igual tendrían que aumentar. Las moléculas de ven atrapadas en el lazo.

 

 

 

Los simuladores de Proceso de Flujo Continuo generalmente manejan esta situación mediante una solución no convergida, o en algunos casos una de flujos negativos. Porque es esto importante? Aun cuando el simulador no permite esta ocurrencia, en la actualidad la situación si se puede presenter.

 

La Figura 2 muestra un Sistema de compresión típico de tres etapas. Es similar al sistema configurado para el propano. En un diseño típico, cual es el destino de los líquidos despojados de las etapas? Generalmente, es el depurador de succión de la etapa previa. Eventualmente éste fluido se deposita en el tanque de petróleo (líquidos) secos. Si el fluido en los depuradores posee propano y butano como integrantes del líquido y se envían a un receptor atmosférico, estos líquidos son venteados, para luego ser procesados por el compresor de Recuperación de los Vapores de Crudo Muerto, lo cual reenviará estas moléculas de regreso al sistema de compresión. Esto podría incidir en un EXCESO GRANDE DE RECICLAJE del GLP (LPG) sobre el sistema de compresión.

 

 

Figura 2. Sistema Típico de compresión de tres etapas – nótese un proceso similar dentro de las punteadas cajas

 

Como se observa en la Figura 3, la respuesta del Sistema a este reciclaje del LPG proveniente de los depuradores de compresión será el de cargar el sistema a su capacidad para luego ventear. Este proceso irrumpe el reciclaje, pero a un costo.

 

Indicaciones de que esto podrá ocurrir en su plataforma costa fuera, planta de gas, o batería de tanques no convencionales es un mechurrio caliente con cola de humo. Los GLP (LPG) poseen un poder calorífico sustancialmente mayor que el metano y el humo es resultado de la elevada temperatura en la llama craqueando el GLP, son el resultado hollín. Esta llama presente un rojo oscuro en vez de fondo anaranjado, y se presencia una mayor radiación de la antorcha al circular en el área.

 

Figura 3 – Respuesta del Sistema a un reciclaje repetido de GLP (LPG) será el de cargar el Sistema a su cabalidad, para luego ventear el gas.

 

 

La Figura 4 muestra como el gas de equilibrio instantáneo aumenta en riqueza en su contenido de GLP. Esto puede incurrir en un reciclaje repetido en los dos últimos separadores del sistema de estabilización. La última etapa de “flash” (equilibrio instantáneo) refleja un      47 % de GLP en los vapores de despojo.

 

Figura 4 – Impacto de la Separación en Etapas sobre la composición del Gas [1]

 

Cuando nos vemos en la fase de diseño en el desarrollo de un campo, las composiciones del gas poseen cierto grado de incertidumbre. Es preciso reflejar múltiples disposiciones sobre el manejo de estas corrientes del GLP. Se debe disponer de una solución: gas de ventas, crudo, o combustible.

 

 

Soluciones de Diseño:

1. Bombear los líquidos de entre-etapas al gas de venta empleando una unidad de desplazamiento positive. La limitación de este caso es el poder calorífico máximo del gas en cuestión. Los líquidos pudiesen requerir eliminación del vapor de agua para evitar escenarios de hidratación.
2. Bombear los líquidos entre – etapas al crudo en almacenamiento. Acá la limitación es la presión de vapor, y el reciclaje continuado.
3. Operar los enfriadores del gas de descarga a temperaturas elevadas para evitar la acumulación de los líquidos hacia los depuradores entre etapas. Esta opción aumenta el caballaje requerido para la subsiguiente etapa por cuanto se envía un gas de mayor temperatura a la próxima etapa. Esta opción igual maneja el gas de reciclaje así reduciendo los volúmenes hacia la antorcha peor igual reduce la producción de alimentación de crudo por cuanto es preciso emprender mayor caballaje al manejar mayor temperature.
4. Acenso del volumen de gas combustible dentro del sistema de gas de baja. Esta es la opción preferida, pero el equipo de fuego directo debe ser diseñado para manejar el poder calorífico incrementado.
5. Cambiar la composición del gas empleando un gas seco de arrastre dentro del crudo.
6. Si no se pueden enviar las moléculas hacia el gas (debido al límite de BTU) o el límite del PVR del crudo, entonces una disposición alterna tales como una línea de transmisión, gandolas presurizadas/tanqueros sería la opción requerida.
7. Agregar otro proceso – en casos costa fuera considerar generadores de energía o destilación de las aguas de baja salinidad de los procesos de recuperación secundaria de agua – e.i. destilación del agua destilada aplicando evaporación multi-impacto (e.g. mechurrio mecánico).

 

En conclusión final, todas las moléculas deben tener su vía de despojo dentro del sistema.

 

 

CASO DISEÑO No. 1: Procesamiento de Gas Asociado Costa Fuera

 

El caso de la Figura 5 se toma del “Oilfield Processing of Petroleum-Volume 1- Natural Gas” [2]. No ocurre el reciclaje del GLP como todos los líquidos en la descarga de compresión se dirigen al oleoducto de ventas.

 

 

Figura 5 – Todos los fluidos de los depuradores de descarga enviados directamente al oleoducto de ventas [2]

 

 

CASO EN ESTUDIO No. 2: Planta de Recuperación del LGN con Desajustes del Tanque de Almacenamiento de Techo Flotante.

 

La Planta de recuperación de los LGN (Figura 6) procesa una limitada cantidad de crudo y se presenciaban volúmenes intermitentes del líquido al crudo. Resultó el caso de reciclaje indefinido (infinito), y los tanques de almacenamiento presenciaban grandes volúmenes de desgasificación del GLP. Nótese la importante caída de temperatura del crudo efectuada entre 145°F (63°C) hasta 102°F (39°C) por el equilibrio instantáneo hacia el separador de última etapa. El intento de diseño fue de maximizar el volumen de crudo y eliminar los depuradores de descarga, mediante el empleo de los separadores del tren principal.

 

Este reciclaje fue corregido enviando gas seco residual de la planta de LGN hacia la alimentación del equipo de Tratamiento Electroestático mezclando éste con el crudo y despojando el GLP, así irrumpiendo el reciclaje del sistema. (Misma ubicación cerca del fondo del punto de inyección en la unidad DeC4) Las líneas azules y rojas muestran las rutas de las trampas del GLP.

 

Figura 6 – Problemas operacionales causados por reciclaje indefinido (infinito) / trampas de butano en un tren de procesamiento de crudo conduciendo a la desgasificación del tanque de Almacenamiento de techo flotante.

 

 

CASO EN ESTUDIO No. 3:

Una instalación costa fuera PFAA (FPSO), (Producción Flotante, Almacenamineto y Abordaje) en el Mar Norte efectuó operación durante dos años y su producción se vio restringida por las limitaciones de compresión. La antorcha presentaba cola de humo. Cual sería su recomendación en averiguar? Reciclaje indefinido (infinito).

 

Después de algunas simulaciones de proceso, la presión en la última etapa de separación fue incrementad por 0.5 barm (7.25 lpcm). Esto irrumpió el desajuste interno de reciclaje del GLP en el tren de deshidratación del crudo, enviando el GLP al crudo en vez del gas de equilibrio al compresor.

 

El aspecto positive fue el que la producción de crudo de alimentación fue aumentada en 30 % inmediatamente con cero Gastos de Capital, “CAPEX”.

 

Lección – Deben visitar el sitio para identificar las oportunidades. Aun cuando el sistema está en operación, esto no implica que no existen oportunidades para mejorar.

 

 

DISEÑOS NO CONVENCIONALES:

Muchos sitios en operación presentan baterías de tanques con Sistemas de Recuperación de Vapores de Tanque y/o Oxidantes Térmicos. Muchos de estos presentan un gas asociado muy rico que terminan en reciclajes indefinidos en su gas de equilibrio de compresión y sistemas de recuperación vapores de tanques. El sencillo re envío de estos líquidos a los tanques de almacenamiento de crudo o agua no reparará el problema. Las moléculas deben dirigirse hacia el sistema de recolección de gas. De igual manera, se debe asegurar que el diseño del equipo se aplicable a la estación de invierno y que la condensación del GLP en las líneas de succión no ocurrirá, y que los tanques de almacenamiento estén aislados y calentados para prevenir la condensación de reflujo dentro de éstos tanques.

 

 

ALGUNOS ULTIMO PREVIOS RAPIDOS:

No intenten un diseño para operaciones puntuales. (e.i. 40,000 bcpd, y 100 MMPCSD)

Aseguren que el diseño funcionará:

1. Durante la fase de arranque con caudales altos o bajos.
2. Verano/Invierno – condiciones ambientales de variaciones extremas.
3. Dia /Noche – condiciones de variaciones ambientales extremas.
4. Cierre.
5. Cambios de Composición a través de la vida del desarrollo.

 

 

RESUMEN:

Los reciclajes limitando la producción se presentan muy frecuentemente en las facilidades de procesamiento a nivel mundial. Es fácil identificar y reparar con un ajuste de punto de control para lograr una producción incrementada. Ahora que se han presentado las formas para su identificación, su prevención, y como tomar ventaja de la situación en favor a su Empresa, emprenda las mejoras indicadas en el procesamiento de sus sistemas y aúpe la rentabilidad de su Empresa!

 

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), PF3(Concept Selection and Specification of Production Facilities in Field Development Projects), PF4 (Oil Production and Processing Facilities), and PF49 (Troubleshooting Oil & Gas Processing Facilities) courses.

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By: James F. Langer, P.E.

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

 

Reference:

1. Campbell, J. M. “Gas conditioning and processing, Volume 2: The Equipment Modules,” 9^th Edition, 2^nd Printing, Editors Hubbard, R. and K. Snow–McGregor, Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, page 288, 2014.
2. Manning, F.S. and R.E. Thompson, “Oilfield Processing of Petroleum -Volume One- Natural Gas,”, PennWell Books, Tulsa, Oklahoma, 1 page 345, 1991.

 

BTEX define el grupo de compuestos de Benceno, Etilbenceno, Tolueno, y Xileno, un grupo de compuestos que también pertenecen a una categoría más amplia de Contaminantes Nocivos del Aire (HAPs, CNA). El Benceno y Etilbenceno son elementos cancerígenos reconocidos, y también se han visto causar impactos molestosos de la sangre, así como el sistema central nervioso, y el reproductivo. El Tolueno, igual, puede causar daños al sistema reproductivo, y nervioso. Tolueno y Xileno pudiése tener impacto en los sistemas respiratorios, así como neurológicos [1]. Los BTEX se ven presentes en múltiples corrientes de gas y son absueltos por el solvente en el proceso de deshidratación con Glicol y de Endulzamiento aplicando unidades de aminas.

 

En el servicio de deshidratación del gas, el Trietilén glicol (TEG) absorbe cantidades limitadas de los BTEX del gas. Basado en data de la literatura, los compuestos de los BTEX absorbidos varían entre 5-10% para el benceno y hasta 20-30% para el etillbenceno y xileno [2]. La absorción es favorecida a temperaturas reducidas, aumentando la concentración del TEG, así como su tasa de circulación. La masa principal del BETX es separada del TEG en la unidad de regeneración, y se despoja del sistema en la corriente superior de la unidad de regeneración.

 

La emisión de los componentes BTEX de las unidades de deshidratación con glicol es estrictamente regulado en la mayoría de los Países. En los EEUUAA, la emisión del benceno se limita a 1 ton/año (900 kg/año). La mitigación de los BTEX es un componente importante en el diseño de estas unidades de deshidratación. Estimando con certeza la cantidad correcta de los BTEX y entendiendo los factores que impactan los niveles de absorción es crítico.

 

Moshfeghian y Hubbard [3] simularon una contactora de deshidratación con dos etapas teóricas y una corriente de alimentación de gas natural conteniendo metano hasta n-decano (C₁ al C₁₀) y los compuestos BTEX. Estas concentraciones de los BTEX fueron de 400, 100, 50, y 50 ppmv para el benceno, tolueno, etil benceno, y el o-xileno respectivamente. La concentración de la corriente del TEG pobre fue de 99.0 % porcentaje de peso, y fue asumido que la temperatura del TEG era la misma que el gas de entrada. El gas de alimentación se presentaba saturado con agua a las condiciones de entrada. Para cada presión, y temperatura de la contactora, la razón de circulación del TEG fue variada. Para lograr la simulación fue aplicado el ProMax [4] con la ecuación de estado (SRK EDE) Soave-Redlich-Kwong [5]. Basado en los resultados obtenidos, fueron presentados dos diagramas para el estimado rápido de la absorción de los BTEX en el TEG del proceso de deshidratación. Las Figuras 1, y 2 [3] presentan la absorción en % (base de peso) de los BTEX como función de la razón de circulación del TEG, mas su temperatura para dos presiones de 300 y 1000 lpca (2069 y 6897 kPa).

 

Este previo demuestra la aplicación de éstos diagramas para la aproximación rápida de la absorción de los BTEX de un caso en estudio. Específicamente, la deshidratación de un gas conteniendo los BTEX aplicando el TEG fue considerado, y el flujo másico anual de éstos compuestos BTEX fue estimado. Los resultados gráficos, y manuales fueron comprados con la simulación del ProMax [4] y buena concordancia fue observada. Finalmente, una sobrevista de los diseños más comunes aplicados para la mitigación de los BTEX será proporcionada.

 

 

Figura 1. Absorción aproximada de los BTEX en el TEG vs razón volumétrica de circulación y temperatura de la Contactora a 300 lpca (2069 kPa) [3]

 

 

Figura 2. Absorción aproximada de los BTEX en el TEG vs razón volumétrica de circulación y temperatura de la Contactora a 1000 lpca (6896 kPa) [3]

 

 

Ejercicio Ejemplar

100 MMpcsd ((2.832×10⁶ Sm³/dia) de un gas natural con la composición de la Tabla 1 y saturado con agua se introduce a una contactora TEG. La temperatura de entrada es 110°F (43.3°C) con presión de 1000 lpca (6897 kPa). La especificación del punto de rocío de descarga es de 20°F (-6.7°C). La regeneradora opera a 360°F (182 °C) con una etapa teórica de empaque arbitrario en la sección de arrastre.

 

Determine la cantidad de los BTEX en lbm/año (kg/año) el cual sería venteado a la atmosfera si no se tomaran acciones remediantes.

 

Suposiciones: Temperatura de acercamiento = 18°F (10°C) y temperatura del glicol pobre = temperatura del gas de alimentación.

 

 

Solución

Basado en el procedimiento descrito en el Capítulo 17 del Volumen 2 del “Gas Conditioning and Processing” [6], se determinaron los siguientes parámetros:

1. Concentration TEG pobre  = 99.5 peso %
2. Fracción de Agua removida  = 0.95
3. Número de platos teóricos  = 2
4. Razón de circulación del TEG = 30 masa de la solución TEG /masa de agua absorbida
5. Caudal circulación del TEG pobre  = 16.9 gpm rounded to 17 gpm (3.861 m³/hr)
6. Razón volumen TEG Pobre  = 0.17 gpm TEG/MMscfd of gas
7. Razón Volumen TEG Pobre  = 1.36 m³/h TEG/10⁶ Sm³/day of gas
8. Caudal Gas Arrastre  = 2.5 scf/gal TEG (18 Sm³/m³ TEG)

 

 

 

Empleando la Figura 3 para una razón volumétrica de 0.17 gpm TEG/MMpcsd de gas (1.36 m³/h TEG/10⁶ Sm³/día of gas), porcentaje de peso del BTEX para las temperaturas de 95 y 122 95 y 122°F (35 y 50°C) son presentadas en la Tabla 2. Nótese que para 122 °F (50°C), las líneas fueron extrapoladas a otras punteadas para los caudales menores. Mediante la interpolación lineal, los valores estimados del % de peso para la temperatura de 110°F (43.3°C) son presentadas en la última columna de la Tabla 2.

 

 

Figura 3. Estimando la Absorción (% peso) del TEG para el ejemplo a 1000 lpca °F (50°C), [3]

 

 

 

Para la concentración del glicol pobre en 99.5 % de peso y caudal de circulación de 17 gpm (3.861 m³/hr), el 5 peso de absorción de los BTEX obtenido de la simulación en el ProMax se muestran en la Tabla 3. Como se observa de la Tablas 2, y 3 , existe buena concordancia entre los BTEX estimados de la Figura 3 y los valores de la simulación vía el ProMax, El valor del punto de rocío del gas seco obtenido del ProMax fue también 20°F (-6.7°C) el cual coincide con el valor específico.

 

El valor másico anual entrante a la contactora en fue calculado en lb_año/a (kg/año) mediante aplicación de las siguientes ecuaciones:

 

 

 

En las ecuaciones presentadas q = 100 MMpcsd (2.832×10⁶ Sm³/diá), MW (peso molecular) yppmv (concentración) se detallan en la Tabla 4. Para cada compuesto BTEX, la masa absorbida es determinada mediante la multiplicación del caudal másico de alimentación a la contactora por el % peso de absorción dividido por 100. Los resultados de estos cómputos se presentan en la Tabla 4. Las últimas dos columnas arrojan el caudal de masa de cada componente absorbido en el TEG y subsiguientemente regenerado y venteado con el agua.

 

 

La mayor parte de los BTEX se ventean con el vapor de agua en el tope de la columna. Las estrategias más comunes para mitigar las emisiones implican llevar a cabo [3]:

1. Condensar el vapor del tope del regenerador en un condensador parcial y quemar el vapor remanente. El vapor no condensado típicamente son dirigidos a un incinerador o, si se aplica un re hervidor de fuego directo, dirigido al gas combustible de éste. Los hidrocarburos líquidos son coleccionados y despojados mediante su difusión en una corriente de crudo o condensado. El agua condensada es típicamente dirigida a una fosa de despojo del agua producida.
2. Dirigir los vapores del tope del regenerador a otra corriente de proceso del sistema, Esta típicamente es una de baja presión tal como los vapores de separación de equilibrio de la última etapa de un sistema de estabilización de crudo o condensado.

 

Desde un punto de vista operacional, minimizando la razón de volumétrica de circulación arroja la manera más efectiva para disminuir la absorción de los compuestos del BTEX. Esta acción igual minimiza la carga térmica del re hervidor y las dimensiones del patín de regeneración. Menores caudales de circulación implican mayor cantidad de etapas de contacto teórico en la contactora para cumplir con las especificaciones del contenido de agua de salida, pero el costo adicional de una contactora de mayor altura es comúnmente compensado por el ahorro en el paquete de regeneración. Se debe de tener cautela para asegurar que el caudal de circulación del glicol es suficiente para asegurar la distribución efectiva del líquido sobre el empaque. Los representantes de ventas pueden arrojar estas condiciones directrices.

 

 

Resumen

 

Las Figuras 1 y 2 presentan una herramienta sencilla para estimar la absorción de los compuestos BTEX en un proceso de deshidratación. Para el caso considerado en este estudio, el % peso estimado para cada compuesto del BTEX se comparó bien con los resultados del estudio de simulación ProMax.

Este PDM (previo del mes) discute como Aumentar la Producción Hoy, Rápidamente, y aplicando cero CAPEX. Presentaré los conceptos, técnicas, y luego donde hallar e identificar oportunidades…para poder responder la pregunta clave: “Estamos obteniendo lo máximo de nuestro activo?”

 

Muchas Empresas aplican la data de la evaluación comparativa compartida anónimamente con otros participantes en la encuesta. El problema es que ellos no poseen los mismos activos. Lo que es recomendado en este ejercicio es que se marque su activo contra la física y no otras instancias.

 

La buena noticia es que nadie podrá obtener mejor rendimiento que el límite técnico teórico. Si uno determina su rendimiento y se compara con el modelo teórico/máximo teórico y se observa una brecha, existe una oportunidad para mejorar.

 

 

 

 

ANTECEDENTES

Se le ha pedido de su gerente de activo identificar las oportunidades para aumentar la producción. En este caso el pozo fluye con 1200 lpcm (8.3 MPam) corriente debajo a un estrangulador abierto por completo y descargando en 1 milla (1.6 km) a una tubería de flujo de 3 pul. (76 mm) operando a 1000 lpcm (6.9 MPam) y caudal de 10 MMPCSD (.28×10⁶ mtcsd/d).

 

 

PREGUNTA CLAVE

Es hoy un buen día? Estamos recibiendo lo máximo de este active?

Se inicia comparando lo siguiente:

• Cual es el máximo teórico dadas las condiciones existentes – MODELO?
• Cual es el rendimiento actual operacional – RENDIMIENTO ACTUAL?

La Figura 1 presenta un gráfico de barras para LA EVALUACION COMPARATIVA CONTRA LA FÍSICA

 

 

 

La respuesta más común es que el pozo está en línea. Estamos vendiendo gas, y el estrangulador se encuentra de apertura máxima. No se ve mayor investigación adicional o acción contemplada. Esto ocurre por cuanto no se una brecha sin llevar a cabo los análisis ingenieriles.

 

La respuesta pos lectura de este PDM debe ser:

• Tenemos un modelo de procesos que indica una Evaluación Comparativa Contra la Física ^MC que el pozo debe estar en condiciones de entregar 13 MMPCSD (0.37×10⁶ m³ std/d).
• Se efectúa una visita al Campo verificando la data. La brecha es una de 30 % de falla en producción, ver Figura 1.
• Cual es la causa de esto? Otra válvula de bloqueo en el sistema? Escala del Sistema.
• Como se podría aumentar la producción rápidamente? Extraer los internos del estrangulador por completo? Remplazo de la válvula de puerto parcial con una de puerto completo. Recomendar limpieza de la línea? O sencillamente abriendo la válvula que se encuentra parcialmente cerrada en la conexión de ventas?

 

Cual es el valor incremental de los 3 MMPCSD (0.085×10⁶ m³std/d) con $4/ MMBTU ($3.8/GJ) venta de gas por año? $4.35 Milliones de USD/año. Este análisis se justifica? Absolutamente.

 

 

 

 

En la Figura 2, cuales son las implicaciones de fugas de los múltiples de las válvulas. Pudiese ser que los pozos de alta presión (AP) estén fluyendo gas en “contraflujo” hacia los pozos de baja presión. Están los pozos de mayor capacidad vaciando flujo hacia el sistema de gas de venta? Están los pozos de la competencia causando un obstáculo para nuestra producción?

 

 

Caso 2: PREGUNTAS CLAVES

Existe alguna avería en nuestra línea de venta de gas?

 

ANTECEDENTES

Los puntos rozados en la Figura 3 presentan el gas de venta en MMPCSD en la ordenada, y los de color azul oscuro representan la presión diferencial. El gasto se reduce con el tiempo, y el diferencial de presión igual se ve reducido con el tiempo.

 

 

 

 

 

El Gasoducto es uno de 14 pul. (356 mm) de 60 millas (96 km) desde un activo costa fuera. Si se taponea esta facilidad, es menester finalizar la producción de crudo y gas; aproximadamente 100,000 bpd (15,900 m³/d), y 200 MMPCSD (5.65×10⁶ m³ std / día) de gas.

 

 

Un modelo UNISIM [1] mostrado en la Figura 4 fue detallado para determinar si el rendimiento actual operacional cotejaba el actual simulado.

 

 

 

 

La simulación superior en la Figura 4 se cotejó con la información operacional de 200 MMPCSD (5.65×10⁶ m³ std / dia) , sin embargo ; a la condición inferior de 169 MMPCSD (4.77×10⁶ m³ std/ dia) no estuvo de acuerdo con la data del campo. Para poder cotejar ésta, se introdujo un estrangulador de 4 pul. (102 mm) de diámetro por 100 pies (31.1 m) en la línea de 60 millas (96 km), con 14 pul (356 mm) del modelo de tubería.

 

La Plataforma había sufrido antecedentes de la existencia de asfaltenos en los separadores. Tuvieron suerte en poder efectuar este análisis de ingeniería, haber podido programar el cierre de la tubería para darle limpieza a una sección de la base del subiente del gas e venta. Como está Ud. Monitoreando sus líneas de flujo de caja crítico.

 

 

PREGUNTA CLAVE – CASO 3

Como podemos mejorar el rendimiento de la tubería de gas aplicando la data SCADA.

 

Se presenta otro previo rápido aplicando Data SCADA y Excel.

 

De la publicación GPSA Libro [2] conocemos que el flujo de gas (Q) es proporcional a una constante por la raíz cuadrada de la presión estática (P₁) por la presión diferencial (ΔP).

 

 

De manera que la modalidad se muestra en que construir un gráfico de C’ versus tiempo, siendo C’ es una constante al menos que haya presencia de degradación (fouling) en la línea. Ésta es difícil de identificar con solo una observación visual por cuanto es un problema aseverado con el tiempo, y no necesariamente un punctual.

 

La Figura 4 indica alguna información SCADA aplicando esta técnica. Para poder darle escala a esta data, en vez de graficar C’, se presenta el recíproco de C’ al cuadrado presentado para darle coordenadas al gráfico. Esto debe seguir siendo una constante con el tiempo, y se puede observar el punto de inflexión en la línea roja representado dos años de tendencia.

 

 

 

Aun cuando este escenario fue uno de acumulación de asfaltenos con el tiempo creando un tapón localizado, los resultados desfavorables serían los mismos si fuese una escala uniforme sobre la longitud completa de la línea.

 

En instancias aguas arriba de los modelos del subsuelo, se ve difícil ver tendencias, por cuanto a la naturaleza del yacimiento. Se empieza con presiones y caudales elevadas, y éstas se ven alteradas continuamente con el tiempo. Las composiciones de crudo/gas/agua varían con el tiempo en sus proporciones relativas. Con todos estos parámetros variando con el tiempo es frecuentemente difícil detectar cambio mínimos con solo observando la data. Como se muestra en los ejemplos previos, si se efectúa la evaluación comparativa contra la Física^TM se ve claramente lo que sucede.

 

El último punto que agregaremos a la distribución de herramienta de barras (Figura 6) es una para identificar la capacidad original de diseño.

 

 

 

 

PREGUNTA CLAVE – CASO 4

Como podemos aumentar la Capacidad de la Planta de Gas a su potencial completo.

 

ANTECEDENTES

Se recibe una llamada de una de la Plantas de Gas en Europa, y éste arroja problema. Solía operara a capacidad completa, pero alguna condición ha surgido en cambio, y los operadores no pueden obtener más que el 50 % de este nivel en la planta. La Planta procesa vario billones de Pies Cúbicos Estándar por día, y a las condiciones mermadas la misma arrojara pérdidas de más de $ 1 Billón USD este año si no se corrige la situación.

 

Se construye un modelo para comparar el rendimiento actual con el teórico, y se arman las cartas de barras para los equipos dentro de la facilidad de mayor impacto. La Planta es una de refrigeración directa con estabilización de los líquidos recuperados. La planta posee antecedentes de 20 años de operación sin desajustes. Procesa la tercera parte del gas proveniente de la nación.

 

Despues de observer el modelo más los gráficos se ve claro cual pudiese ser el problema. Me traslade vía aérea desde Houston a Londres. Visité la Planta. Se evaluó la información y se lograron unos cambios de punto de control (set point) con los operadores, lo cual solventó la situación. Me trasladé a Houston el día siguiente.

 

Porque asumí la posición de visitar la Planta? A continuación se presenta una recomendación sabia de Norman Lieberman [3].

 

“Los ingenieros de servicios técnicos empleados por mis clientes, los cuales trabajan conmigo en estas labores, siempre preguntan qué técnicas especiales empleo para solventar estas situaciones nocivas. El procedimiento que aplico es el mismo que he aplicado hace diez años:

 

1. Discutir el problema con los operadores de guardia.
2. Personalmente recoger data del campo y cuidadosamente observar la operación de la planta.
3. Desarrollar una teoría en cuanto a la causa del desperfecto.

 

El error que mis clientes frecuentemente cometen es que desarrollan una teoría, usualmente con simulaciones de proceso por computadora, reflejando la causa del desperfecto. La teoría subsiguientemente revisada por la gerencia más otros entes técnicos en una reunión amplia. Si no se observan desacuerdo con la teoría, es aceptada como solución al problema. Típicamente nadie presente en la reunión ha discutido el problema, o la solución con los operadores de guardia, e igual nadie ha observado la deficiencia de la planta. Finalmente, la solución destinada a la planta no es efectuar una prueba piloto para observar si ésta es consistente con el problema. Este enfoque en solventar problemas operacionales por las Empresas Petroleras principales casi siempre resulta en un desgaste importante de capital más las horas-hombre ingenieriles.”

Norman P. Lieberman [3]

 

 

 

 

El esquemático de la Planta se observa en la Figura 7, y se observa una planta de refrigeración directa con separador de baja temperatura, y estabilizador de los líquidos. La planta debe cumplir con un punto de rocío más una especificación de una PVR, Presión de Vapor Reid. (RVP). La Figura 8 presenta la Evaluación Comparativa contra la Física en gráficos de barras para los parámetros claves de la Planta de Gas. Nótese que la PVR de 6 lpcm (42 kPam) es muy inferior el valor especificado de 12 lpcm (83 kPam) y la planta opera un 50 % de capacidad. El enfriador (chiller) está de carga completa. El compresor del tope de la estabilizadora igual se ve copado. Ambos cumplen con las especificaciones.

 

 

 

 

La Figura 9 presenta el esquemático de la planta con gráficos de barras para la evaluación contra la física.

 

Figure 9

 

 

De manera que, cual es su conclusión? El compresor del tope de la estabilizadora es un cuello de botella en el sistema, y se ve que los LGN están sobre estabilizados (Produciendo una PVR de 6 lpc (41 kPa) versus la especificación de 12 lpc (83 kPa). Si se reduce la temperatura del fondo de la unidad con un ajuste del punto de control (set point), se aliviará la carga del compresor de los vapores de descarga. Si sigue sobre-cargado el compresor del tope, se podría reducir la producción de los líquidos de fondo reduciendo la carga del chiller. Esto servirá para reducir la cantidad de los LGN disponibles para la estabilización, y por ende, el gas del tope. El próximo límite es la especificación del punto de rocío del gas de venta, y se tendrá que enfriar éste hasta cumplir con la especificación. De esta manera se podrá iniciar el aumento del caudal de alimentación hasta lograr las condiciones máximas de diseño.

 

 

Visitando el sitio, encontré la planta operando como fue pronosticado por UNISIM, y mostrado por las cartas de barra. El enfoque del operador fue que necesitaban siempre refrigerar el gas de entrada en lo máximo así logrando el mayor ingreso para la empresa. De manera que se aislaron en una esquina con la subsiguiente operación de la estabilizadora. Efectué varias visitas de guardia con ellos, para luego sugerir sea intentada otra modalidad de operación, así siguiendo su proceso de gerencia de cambio para lograr los cambios de punto de control Expliqué los resultados del modelo con ellos, y lo que se podría esperar efectuando cada cambio con lentitud. Jamás he tenido que efectuar un paro de planta en mis 38 años de ejercicio por cuanto uno siempre está presente para reconocer la causa y efecto de éstos cambios.

 

Uno jamás desea efectuar un cambio para luego escuchar el escape de aire de los actuadores de cierre de planta acompañados por fallas de corriente. Procediendo lentamente establece la confianza con los operadores un la operación personal así como lo que uno intenta lograr. El punto clave fue que se han cambiado dos puntos de control de temperatura dentro de los limites, y la planta retornó a su capacidad competa dentro de 8 horas. Me regresé a Houston para seguir adicionales aventuras.

 

 

Y como fue prometido al inicio del PDM…

Aumenten Producción Hoy, Rápidamente, y con cero aumento de CAPEX

 

Antes de finalizar con su lectura de este artículo, le pido por favor como aplicar los conceptos presentados, y TOMAR ACCION en su trabajo hoy mismo. Este tipo de ejercicio es de placer y excitante…se traduce directamente a la ganancia de su empresa. Proceda, guarde seguridad, y tenga un gran día!!

 

En el próximo PDM presentaré otras instancias para identificar oportunidades dentro de sus activos.

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizer su problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nustras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Advanced Applications in Gas Processing), PF3 (Concept Selection and Specification of Production Facilities in Field Development Projects), y PF49 (Troubleshooting Oil & Gas Processing Facilities).

 

By: James F Langer, P.E.

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

Reference:

1. UNISIM Design R433, Honeywell International Inc., Calgary, Alberta, Canada, 2016
2. Gas Processors Suppliers Association; “ENGINEERING DATA BOOK” 13th Edition; Tulsa, Oklahoma, USA, 2012.
3. Norman P Lieberman, N P, “Troubleshooting Process Operations,” 4^th Ed., PennWell, Tulsa, Oklahoma, 2009

Este previo es un seguimiento del Previo del Mes de Enero 2017 [1], el cual investigó una columna estabilizadora sin reflujo integrada con alimentación compartida donde una porción de la corriente es pre-calentada con un intercambiador de calor con producto de fondo (ver también página 352 de la referencia [2]). El remanente de la alimentación es dirigida al contacto del tope de la unidad, similar a una estabilizadora de alimentación fría. Ese previo analizó el rendimiento de un estabilizador de entrada compartida sin reflujo y equipada con una corriente de gas de arrastre dulce para reducir el contenido de H₂S en el condensado agrio. Fue anotado que una disminución del corte de alimentación del tope de 100 hasta 80 % redujo la carga del re-hervidor y la temperatura de fondo, pero aumentó la PVA (Presión de Vapor Actual), y contenido de H₂S.

 

El presente previo ejecutará simulaciones de computación para estudiar el impacto de la presión sobre el rendimiento de la columna estabilizadora sin reflujo con el mismo diseño de alimentación compartida. Este previo considerará la estabilización del condensado agrio coincidente con una PVR Presión de Vapor Reid (RVP (Reid Vapor Pressure) de especificación de 7 lpc (48 kPa). Igual se analizará el impacto de la presión de la columna sobre la carga térmica del re-hervidor, temperaturas de tope y fondo, gasto del condensado estabilizado, contenido del H₂S y PVA (TVP). Igual se arroja un resumen de los resultados de las simulaciones de computación más diagramas claves de la planta.

 

Case Study 

La Figura 1 presenta un diagrama de flujo de proceso equipado con pre calentador, gas de arrastre, y bandeja de despojo de agua para la estabilización de los condensados agrios crudos.

 

 

 

 

El separador tri-fásico aguas arriba del pre-calentador elimina esencialmente toda el agua de exceso/libre. Este previo aplica un repartidor de alimentación para calentar una porción de ésta en el pre-calentador por el condensado caliente estabilizado. El gas de arrastre dulce reduce el contenido de H₂S del condensado estabilizado y logra la presión de vapor deseada a la temperatura del re-hervidor. Tres casos de presión operativa fueron investigados. Con fines de comparación e independiente de la presión de la unidad y el separador tri-fásico, el gas de separación de esta unidad y la estabilizadora son comprimidos y enfriados a una temperatura de 225 lpca y 90 °F (1758 kPaa y 32 °C) en las facilidades de compresión y enfriamiento indicados en la región del tope-izquierda de esta figura.

 

La Tabla 1 presenta el condensado crudo, conteniendo unos 21 % molar de H₂S, más composiciones del gas de arrastre, caudales y condiciones. La Tabla 2 presenta las variables especificadas de la columna. Las especificaciones de la columna estabilizadora del condensado para los tres casos se detallan en la Tabla 2. Para todos los tres casos, la presión del separador tri-fásico fue de 5 lpc (35 kPa) mayor que la presión de la presión de alimentación.

 

 

Tabla 1. Composiciones del gas de alimentación de arrastre, gastos, y condiciones

 

 

 

Resultados de la Simulación

 

Basado en la data de las Tablas 1, y 2, y el diagrama de flujo de procesos de la Figura 1, el previo arrojó simulaciones aplicando la ecuación de estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) [3] en el conjunto operativo de simulación ProMax [4]. Similar al previo anterior la relación de flujo de fondo fue ajustada para coincidir con el RVP del condenado estabilizado. La Tabla 3 presenta un resumen de los resultados para los tres casos de presión. Esta tabla indica que al disminuir la presión del separador tri-fásico y la columna estabilizadora merman los caudales de producción de fondo y tope de la unidad, las temperaturas de tope y fondo, pero aumenta la carga de compresión y enfriamiento. A presiones menores, mayor gas se genera del separador tri-fásico y se reduce la alimentación de la columna. De manera que, el producto de fondo (condensado estabilizado) y producto del tope son mermados. En adición, la reducción de la presión de la columna aumenta la volatilidad relativa (la relación de los valores-K de los componentes claves) facilitando la separación de los componentes, y así reduciendo la carga térmica del re-hervidor.

 

Los resultados presentados en la Tabla 3 se ven prácticamente independiente de la distribución de la alimentación del tope la cual fue variada entre 80 hasta el 100% con incrementos de 2%. Los valores presentados en la Tabla son los ponderados aritméticos para el corte de alimentación del tope entre 80 al 100%. Los resultados de la simulación para aquellas variables las cuales fueron dependientes del corte en el tope se ven gráficamente en las siguientes figuras.

 

 

 

 

La Figura 2 presenta la carga térmica requerida como función del corte de alimentación y la presión de fondo de la unidad. Esta figura indica que al disminuir la presión de fondo se reduce la carga del re-hervidor, y ésta aumenta linealmente con el corte de la entrada en el tope en %. A una presión de columna especificada, el aumento del corte de entrada del tope merma el caudal de alimentación caliente a la torre y, por ende aumenta la carga del re- hervidor. Sin embargo, la instalación del pre calentador reduce la carga del re – hervidor por un 19% para el caso del corte de 80 % de alimentación del tope debido a la recuperación de energía del producto de fondo (condensado estabilizado).

 

La Figura 3 presenta la variación de la temperatura del condensado estabilizado como función del corte en el tope. Disminuyendo ésta de 100 a 80% disminuye la temperatura de fondo en unos 2 °F (1.1 °C) para la tres presiones especificadas. Al reducir la presión de la columna, se ve mermada la temperatura de fondo por cuanto las presiones de vapor y temperaturas de los componentes se relacionan directamente.

 

La Figura 4 presenta la variación de la PVA (TVP) estabilizada como función del corte de alimentación en el tope más la presión del fondo de la columna. Al disminuir éste corte, se ve en aumento la PVA (TVP) por unos 2.6 lpc (18kPa) para las tres presiones de fondo indicadas.

 

 

 

 

 

 

 

 

La Figura 5 presenta la variación del contenido de H₂S del   condensado estabilizado como función del corte del tope de la columna y la presión. Esta figura indica que al disminuir el corte del tope de 100 to 80%, el contenido de H₂S del condensado estabilizado aumenta por unos 44, 50, and 56 ppm para las presiones de fondo de 195, 225, y 255 lpca (1345, 1552, y 1759 kPaa), respectivamente. Esta figura igual indica que para los tres casos:

• El contenido de H₂S es menor que el límite de 60 ppm
• Mientras mayor el % del corte de tope, mejor es el despojo del H₂S
• Arrastre (despojo) de H₂S se ve mejor y más facilitado a presiones menores.

Debe ser notado que debido al despojo de la corriente alimentadora de condensado crudo (separador tri-fásico) saturado con agua pero sin agua libre, los resultados de la simulación indican que no se atrapa agua en la columna. De manera que no se despja agua de la bandeja designada para ello en todos los caso vistos en ete previo. Sin embargo, es recomendable mantener esta capacidad instalada en los paltos superiors.

 

 

 

 

Conclusiones

 

Este previo investigó el impacto of de la presión de la columna y la del separador tri-fásico sobre el rendimiento de una columna estabilizadora sin reflujo con alimentación distribuida (corte en el tope)   variando este entre 80 a 100% por incrementos de 2 % para tres presiones especificadas. Basado en los resultados de la simulación se arrojan las siguientes observaciones.

 

Disminuyendo las presión del separador tri-fásico y la columna:

1. disminuye la carga térmica del re-hervidor (Figura 2)
2. disminuye la temperatura del producto de fondo (Figura 3)
3. disminuye la PVA (TVP) del condensado estabilizado (Figura 4)
4. disminuye el contenido de H₂S del condensado estabilizado (Figura 5)
5. aumenta la potencia de compresión y carga del enfriador (Tabla 3)
6. disminuye el gasto del condensado estabilizado (Tabla 3).

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities), cursos.

 

PetroSkills | John M. Campbell ofrece su experiencia en la consultoría sobre este tema y muchos adicionales. Para mayor información sobre estos servicios, le invitamos visitar 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

 

Reference:

1. Moshfeghian, M., January 2017 TOTM, PetroSkills | John M. Campbell, 2017.
2. 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.
3. Soave, G., Chem. Eng. Sci. 27, 1197-1203, 1972.
4. ProMax 4.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2016.

Una opción para la configuración de la estabilizadora es el diseño de alimentación compartida donde una porción de ésta es precalentada en un intercambiador de calor con el producto de fondo. El saldo de la corriente es alimentada al contacto del tope de la columna, similar a un estabilizador de “corriente-fría”. La Figura 1 presenta un ejemplo del citado diseño de alimentación compartida. Éste prevé la recuperación de calor por el pre-enfriamiento del condensado estabilizado agua arriba del enfriador de producto (no mostrado en el esquemático), y reduce la carga térmica requerida por la columna (ver también la página 352 de la Referencia [1]).

 

Este previo es un seguimiento del Previo del Mes (PDM) de Diciembre 2016, el cual investigó los beneficios de tener un despojo de agua y su ubicación óptima en una columna estabilizadora sin reflujo. Ese previo simuló el rendimiento de una columna estabilizadora equipada con un contacto lateral para el despojo de agua líquida, y una corriente de gas dulce de arrastre para reducir el contenido de H₂S del condensado agrio. Fue determinado y reportado las posibles ubicaciones del contacto lateral para el despojo de agua basado en las presiones parciales del agua dentro de la columna.

 

 

 

Para lograr una carga térmica reducida en el re hervidor, una porción de la corriente fría es calentada por el condensado estabilizado caliente en un pre –calentador. En adición, una recipiente para para remoción del agua libre es empleado para logra esto, más la remoción del gas de equilibrio. Este previo empleará simulaciones de computación para estudiar el beneficio de esta facilidad de despojo aguas arriba, y el pre calentador aplicado en el diseño compartido.

 

Específicamente, este previo determinará si una bandeja de despojo de agua es requerida y cuál sería el nivel de reducción de la carga térmica del re hervidor por esta alimentación compartida. Este previo considerará la estabilización de una condensado agrio para una especificación de Presión de Vapor Reid (RVP-PVR) de 7, 7.5, y 8 lpc (48, 52, 55 kPa). El PDM estudiará el impacto del % de distribución sobre la carga térmica del re hervidor, temperatura de fondo, contenido del H₂S del condensado estabilizado, y la presión de vapor actual (TVP-PVA). Se presentará un resumen de los resultados de la simulación y los diagramas claves de la planta.

 

 

Caso en Estudio:

La Tabla 1 presenta las composiciones, caudales, y condiciones del condensado crudo, integrado por un 21 % molar de H₂S, y el gas de arrastre. La Figura 1 presenta un diagrama de flujo de proceso conteniendo con pre calentador, gas de arrastre, y contacto para el despojo de agua para la estabilización del condensado crudo. El separador tri – fásico agua arriba al pre calentador remueve esencialmente todo el agua libre/de exceso. El previo aplica un distribuidor de flujo para calentar una porción de la alimentación en el pre calentador con el condensado estabilizado caliente.

 

 

 

La corriente del gas de arrastre reduce el contenido del H2S del crudo estabilizado y logra la presión de vapor deseada a la temperatura especificada del re hervidor. Para cada caso, la relación de la re vaporización fue ajustada para cumplir con la especificación del RVP. La Tabla 2 presenta las variables especificadas de la columna.

 

En base a la data de las Tablas 1, y 2 , y el diagrama de flujo de la Figura 2, éste previo ejecutó las simulaciones aplicando la ecuación de estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) [3] en el conjunto de programas de simulación (software) ProMax [4].

 

 

 

 

Resultados de la Simulación:

 

El previo ajustó la relación de re vaporización en el re hervidor para cumplir con la PVR (RVP) del condensado estabilizado. La resultante relación de re vaporización como función de la distribución de la alimentación se presentada en la Figura 2. Ésta indica que para lograr una reducción en la PVR (RVP) a una temperatura fija de re vaporización, se requiere mayor relación de la re vaporización.    

 

 

La Tabla 3 también presenta un resumen para tres PVR de 7, 7.5, y 8 lpc (48, 52, 55 kPa). Esta tabla indica que al disminuir la PVR (RVP) especificada reduce el gasto del condensado. Menor PVR requiere mayor re vaporización de los componentes livianos. Los resultados de la simulación (no mostrados en esta tabla) indican que la temperatura del tope de unos 100 °F (37.8 °C) es prácticamente independiente de la PVR y distribución de la corriente de alimentación. En adición, los resultados presentados en la Tabla 3 se ven independientes de la distribución del tope, la cual varió entre 80 al 100 % con incremento de 2 %.

 

 

 

 

 

 

De manera similar, la Figura 3 presenta la carga térmica requerida del “reboiler” como función de la distribución de la alimentación en el tope y la PVR deseada. Esta figura indica que al disminuir la PVR aumenta la carga térmica del re hervidor y ésta aumenta en forma lineal con el % de distribución de alimentación en el tope. La instalación del pre calentador redujo la carga del “reboiler” en unos 18% para el caso de distribución de 80 % en el tope.

 

La Figura 4 presenta la variación de la temperatura del condensado estabilizado como función de la distribución del tope. Disminuir ésta de 100 a 80%, disminuye la temperatura del producto de fondo en unos 1.8, 2.1, y 2.4 °F (1, 1.2, y 1.3 °C) para el RVP (PVR) de 7, 7.5, and 8 lpc (48, 52, 55 kPa), respectivamente.

 

La Figura 5 presenta la variación de la presión de vapor actual (TVP- PVA) como función de la distribución del tope. Disminuir ésta, aumenta la PVA (TVP) del condensado en unos 2.7, 3.0 y 3.3 lpc (19, 21, y 23 kPa) para el RVP de 7, 7.5, y 8 lpc (48, 52, 55 kPa), respectivamente.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

La Figura 6 presenta las variaciones del contenido de H₂S del condensado estabilizado como función de la distribución en el tope. Esta figura indica que al disminuir esta relación de 100 a 80 %, el contenido de H₂S en el condensado estabilizado aumenta en unos 56, 80, y 104 ppm para una PVR (RVP) de 7, 7.5, and 8 lpc (48, 52, 55 kPa), respectivamente.

 

Esta figura igual indica que para una PVR indicada de 7.5 y 8 lpc (52, 55 kPA), el contenido de H2S excede el limite de 60 ppm en el tope para la distribución de 84 y 87 % respectivamente. A mayor PVR, la temperatura del producto de fondo es menor y no se dispone de suficiente calor o gas de arrastre para vaporizar el H₂S.

 

Debe ser notado que mientras se despoja la corriente alimentadora agria del tanque (separador tri-fásico) saturado con agua (de solución) pero sin agua libre, los resultados de la simulación indican que no se atrapa agua en la columna. De manera que no se despoja agua de la bandeja lateral en todos los casos estudiados . Esto difiere al previo anterior en el cual agua libre fue incluida en la columna y la atrapada fue despojad por la citada bandeja.

 

 

Conclusiones:

 

Este previo investigó el impacto de la distribución de la corriente alimentadora sobre el rendimiento de una columna estabilizadora sin-reflujo variando esta relación entre 80 al 100 % por incrementos de 2 % para 3 especificaciones del RVP. Basado en los resultados de las simulaciones, se presentan las siguientes observaciones:

1. Menor especificación del RVP (PVR) requiere mayor relación de vaporización para una temperatura establecida del re hervidor. (Figura 2).
2. Disminuyendo la relación en el tope de 100% a 80 %, disminuye la carga térmica del re hervidor en un 18%. (Figura 3).
3. Disminuyendo la distribución en el tope de 100% a 80%, disminuye la temperatura del producto de fondo. (Figura 4).
4.  Disminuyendo la relación de distribución en el tope aumenta el (TVP) PVA del condensado estabilizado. (Figura 5).
5. Disminuyendo la relación del tope de 100 a 80 % aumenta el contenido del H₂S en el condensado estabilizado. (Figura 6).

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y cono minimizar los problemas operacionales, le sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities)

 

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

Reference:

1. 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.
2. Moshfeghian, M., December 2016 TOTM, PetroSkills | John M. Campbell, 2016
3. Soave, G., Chem. Eng. Sci. 27, 1197-1203, 1972.
4. ProMax 4.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2016.

Este previo es un seguimiento de los anteriores (Abril y Mayo 2016) [1-2], los cuales investigaron los beneficio de tener un despojo de agua y su colocación óptima en una columna estabilizadora [ver capítulo 16 de la referencia 3]. Se simulará el rendimiento de una columna estabilizadora equipada con contacto de despojo de agua lateral para eliminar el agua líquida. Recuerden del PDM de Abril 2016, el agua puede ser retenida internamente en la columna, Las condiciones de operación resultan en esta condensación y atrapamiento del agua en la facilidad. La temperatura del tope es muy baja y la de fondo muy alta para permitir la descarga del agua de la columna en las dos corrientes de productos. Como resultado, acumulación de agua en la columna reduce su capacidad, dependiendo de la composición de la corriente alimentadora, y propiciando la corrosión. Eventualmente este aumento de agua impactará la columna con inundación, y solo una interrupción mayor en las operaciones permite la remoción de la misma. Después de este evento, la columna operará normalmente hasta que el proceso de acumulación del agua líquida se repita y se observa la inundación de nuevo. Una colocación apropiada de un contacto para el despojo de agua permite la operación adecuada de la columna, y elimina la problemática asociada con esta acumulación de agua.

 

 

En este caso de estudio, un gas de arrastre dulce es también utilizado para lograr un contenido de H₂S reducido y condensado estabilizado a una temperatura indicada del re hervidor de la estabilizadora. Este previo ejecutará cómputos tri-fásicos (vapor, hidrocarburo líquido, y fases acuosas) en las etapas contactoras con gastos excesivos/libres de agua. Específicamente, se investigarán las posibles ubicaciones de un contacto para el despojo de agua, basado en los perfiles de las presiones parciales del agua en la fase de vapor y los gastos en las fases de líquido liviano y pesado. El mismo presentará un resumen de las simulaciones de computación más los diagramas claves de la planta.

 

 

Caso en Estudio:

 

La Tabla 1 presenta las composiciones, gastos, más condiciones del condensado crudo y gas de arrastre. La Figura 1 presenta un diagrama de flujo de proceso equipado con un gas de arrastre, y bandeja de contacto para el despojo de agua estabilizando el proceso de estabilización. El separador tri – fásico aguas arriba de la columna estabilizadora esencialmente elimina todo el agua de exceso/libre. El previo aplica el mezclador de alimentación para recombinar las fase liquidas livianas/pesadas (agua en exceso) que alimentan la columna solo para los efectos de simulación. La Tabla 2 presenta las especificaciones de la columna estabilizadora. Mientras que la ubicación del contacto para el despojo de agua es la 7 en esta figura, el previo también consideró las ubicaciones en los puestos 5, 8, 9, 17, y 18.

 

 

El gas de arrastre dulce merma el contenido de H₂S del crudo estabilizado y logra las condiciones de presión de vapor requerida del condensado a la temperatura del re-hervidor (reboiler). La Tabla 2 presenta las variables de la unidad. La corriente 2 es el vapor del tope, y la corriente 3 es el condensado estabilizado. Basado en la data de las Tablas 1, y 2, y el diagrama en la Figura 1, el previo logró la simulación aplicando la ecuación de estado   Soave-Redlich-Kwong (SRK) [4] en el conjunto de cómputos de simulación (software) ProMax [5].

 

 

 

 

 

 

 

 

Resultados de la Simulación:

 

El previo ajustó la relación de re-hervido de fondo de la columna para ajustarse a la temperatura de la corriente 3 de planta en unos 482 °F (250 °C). La relación de re-hervido de fondo es presentada en la Tabla 2, y la Tabla 3 indica la comparación entre los resultados de la simulación con los datos de planta. En general se observan datos en buena coincidencia.

 

 

 

La Figura 2 presenta el perfil de la presión parcial del agua para los casos sin y con despojo de agua en los contactos 7, 8, o 9. En esta figura, se observa un aumento desproporcional de ésta en la bandeja 18 para el caso sin – despojo de agua. Para ésta condición, igual se observa un aumento elevado en la bandeja 10 debido a la presencia del agua en el gas de arrastre que se introduce en la columna en la bandeja 10.

 

 

Similarmente las Figuras 3 y 4 presentan los perfiles de los gastos del agua en el líquido liviano (hidrocarburo líquido) y pesado (acuoso) respectivamente. Estas figuras muestran los perfiles de agua para el caso sin despojo y con despojo del mismo en los contacto 7, 8, o 9. En estas figuras se observa un aumento marcado en el perfil del gasto de agua para el caso sin despojo.

 

 

La Figura 4 indica que por debajo de los contactos para el despojo de agua, el hidrocarburo liviano líquido se ve sub – saturado de agua, y no existe la fase líquida de agua (fase pesada). Para el caso sin despojo de agua, la fase liviana permanece saturada con agua a través de los contactos 1 al 18.

 

 

La Figura 5 indica que la presencia de una bandeja de despojo de agua no impacta el perfil de temperatura de la columna.

 

 

En todos los casos la ubicación de la bandeja de despojo no impacta la Presión de Vapor Reid (PVR-RVP) o la carga térmica del re-hervidora. El RVP calculado para todos los casos fue unos 8.2 lpc (56.5 kPa) y la carga térmica fue de 18.378 MMBtu/hr (5.376 MW). La Tabla 4 presenta el impacto de la ubicación de la bandeja de desojo sobre el gasto de agua desojada. Esta tabla indica que el agua presente en las bandejas 5 al 9 es casi la misma.

 

 

 

 

 

 

 

 

 

 

La Tabla 5 presenta el porcentaje de recuperación (razón del gasto de un componente en el condensado a su caudal en la corriente alimentadora) de componentes seleccionados en el condensado estabilizado. Prácticamente, todo el etano y componentes más livianos (N₂, C₁, CO₂, y H₂S) salen de la columna en la fase de descarga. La Tabla 5 indica que la presencia de una bandeja de despojo de agua impacta levemente el propano, pero posee poco efecto e sobre el butano y las recuperaciones de otros componentes.

 

 

 

 

 

 

Conclusiones:

 

Este previo investigó la ubicación de un despojo lateral de agua libre y su impacto sobre el rendimiento de la columna estabilizadora. Basado en los resultados obtenidos, el previo presenta las siguientes conclusiones:

 

1. El despojo de agua en los contactos 5 al 9 es la misma.
2. La ubicación de la bandeja de desojo no presenta impacto sobre la RVP del condensado estabilizado.
3. La ubicación de la bandeja de despojo no impacta la carga térmica del re-hervidor.
4. La bandeja de desojo mejoro la recuperación de propano.

 

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities)

 

 

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

Reference:

1. Moshfeghian, M., April 2016 tip of the month, PetroSkills | John M. Campbell, 2016.
2. Moshfeghian, M., May 2016 tip of the month, PetroSkills | John M. Campbell, 2016.
3. 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.
4. Soave, G., Chem. Eng. Sci. 27, 1197-1203, 1972.
5. ProMax 4.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2016.

El proceso de deshidratación de un gas con TEG (trietilén glicol) remueve una cantidad considerable del metanol de la corriente húmeda. Si el contenido de metanol de esta corriente es alto, el gas seco podría retener aun alto contenido de metanol y ocasionar problemática operacional en los procesos agua abajo.

 

 

Continuando el Previo del Mes (PDM) de Octubre 2010, en el presente PDM consideraremos la presencia de metanol en la corriente producida de petróleo/agua/gas determinando las trazas cuantitativas de metanol permaneciendo en el gas deshidratado con TEG. Para lograr esto, hemos simulado por computadora una instalación costa – fuera consistiendo de la separación multifásica de petróleo/agua/gas, compresión, y deshidratación mediante el uso del TEG, y determinado la concentración del metanol en el gas seco.

 

 

Hemos igual estudiado el efecto de la temperatura, y presión del gas húmedo, más el numero de contactos en la torre TEG, la especificación para el contenido de agua del gas seco, y el caudal de circulación del TEG pobre sobre el contenido de metanol en el gas seco. Para este propósito, el contenido de metanol en la corriente de producción fue asumida en variar entre cero hasta 350 PPM(V).

 

 

Basado en los resultados de la simulación, este previo desarrolla gráficos sencillos mas unas correlaciones para estimar la eficiencia de remoción del metanol en una columna contactora TEG sujeta a varias condiciones de operación. Éstas cartas y correlaciones son de suficiente certeza como para aplicarlas en los cómputos de facilidades.

 

 

Caso en Estudio:

 

El mismo caso presentado el PDM de Octubre 2010 es aplicado para analizar la remoción de metanol en una columna contactora TEG. Un Diagrama de Flujo (PFD) simplificado para la facilidad costa – fura de presenta en la Figura 1 [1]. La corriente de producción (petróleo, agua, gas, y metanol) fue dirigida por un separador de alta presión en donde el agua libre y gas fueron separados, y el crudo fue dirigido hacia las unidades de separación intermedias, y baja así logrando subsiguiente separación del gas y petróleo. Las corrientes desprendidas del gas fueron re comprimidas y enfriadas a   4830 kPa y 35 °C (700 lpca y 95 °F) antes de entrar a la contactora TEG para su deshidratación. El gas seco fue comprimido adicionalmente (no mostrado en el PFD) hasta 23200 kPa (3365 lpca) para los propósitos de reinyección o exportación. Para cumplir con las especificaciones del contenido de agua de 32 mg/Sm³ (2 lb_m/MMpcs), una concentración del TEG pobre en 99.95 porcentaje de peso fue aplicado en todos los ensayos de simulación. Este previo aplica el conjunto de simulación (software) ProMax [2] con el paquete “PR EOS” para el computo de todas las corridas.

 

 

Para estudiar el impacto de la concentración del metanol (MeOH) y cuantificar las trazas en el gas deshidratado por el TEG, el contenido del MeOH en la corriente de producción del separador de alta presión fue asumido entre 0 hasta 350 PPM (V). Esta variación del contenido del MeOH fue seleccionada debido a la incertidumbre de su concentración en ésta corriente de producción. La temperatura del gas húmedo comprimido es un parámetro importante en la operación de una unidad TEG e impacta el contenido de agua del gas seco más la tasa requerida de circulación del TEG pobre y/o los números de etapas teóricas en la contactora. Dependiendo del diseño y/o problema operacional tal como las escamas en el lateral frio del aero enfriador del gas, la temperatura del gas húmedo puede exceder los 35 °C (95 °F). Por ende, la temperatura del gas húmedo fue asumida a variar entre 35 hasta 50 °C con incrementos de 5 °C (95 to 122 °F e incrementos de 9 °F ). Dependiendo del requerimiento, 2 o 3 etapas teóricas fueron aplicadas en la unidad contactora. Para cada caso el gasto del TEG pobre fue variado para cumplir con el contenido de agua requerido para cada caso. Para estudiar el impacto de la presión, en adición a la presión de 4830 kPa (700 lpca), una presión del gas húmedo de 7000 kPa (1015 lpca) también fue empleada.

 

 

Para cada corrida de la simulación, la eficiencia de remoción del metanol fue calculada mediante la siguiente ecuación:

 

 

 

Resultados y Discusión:

 

La Tabla 1 presenta los resultados de cómputo para dos estapas teóricas y una presión del gas húmedo de 4830 kPa ( 700 lpca) y cuatro temperaturas. Para cada de éstas el contenido de metanol en el gas húmedo tuvo rango entre 0 hasta 112 PPM en base molar. En cada caso, fue ajustado el gato de la corriente del TEG pobre para cumplir con el contenido de agua especificado para el gas seco de 16 mg/Sm³ (1 lb_m/MMPCS). Análisis de la Tabla 1 indica que para cada temperatura del gas húmedo, la relación de circulación, y eficiencia de remoción del metanol fue independiente del contenido de metanol en el gas húmedo. De manera que, para cada temperatura del gas de entrada, el ponderado de la relación de circulación, mas la eficiencia de remoción del metanol fueron calculadas y presentadas en la Tabla 2. Similar a los resultados de la Tablas 1 y 2, siete Tablas adicionales fueron generadas para 2, y 3 contactos teóricos, contenidos de agua del gas seco de 16 y 32 mg/Sm³ (1 y 2 lb_m/MMPCS), presiones de 4830 y 7000 kPa (700 y 1015 lpca).

 

 

 

 

 

 

El resumen de todos los resultados de la simulación para determinar la eficiencia de remoción del metanol como función de la razón de circulación del glicol pobre entre 2 y 3 a dos presiones más dos especificaciones para el contenido de agua se presentan en las Figuras 2 y 3 respectivamente.

 

 

Análisis de las figures 2 y 3 indica que para cada presión los resultados correspondientes a las especificaciones para los contenidos de agua de 16 y 32 mg/Sm³ (1 y 2 lb_m/MMPCS) siguen el mismo patrón y pueden verse como curva única. De esta manera, la eficiencia de remoción de metanol como función de la razón de circulación del TEG pobre puede expresarse por una correlación sencilla para cada presión y numero de etapas teóricas, así independiente del contenido de metanol en el gas húmedo y su temperatura.

 

 

 

 

 

 

Un programa regresivo no lineal fue empleado para determinar los parámetros de la siguiente correlación referente a la eficiencia de remoción de metanol (ERM) como función de la razón de circulación.

 

 

Donde:

MRE (ERM)  = Eficiencia de remoción de metanol en base molar, %

CR (RC)          =   Razón de Circulación, litro TEG/kg agua (galón TEG/lb_m agua)

La Tabla 3 presenta los parámetros regresionados de “a” y “b” de la Ecuación 1 para dos o tres etapas teóricas y presiones del gas húmedo de 4830 and 7000 kPa (700 y 1015 lpca).

 

 

 

 

Las predicciones del ERM (MRE) de la ecuación 1 fueron añadidas a las Figuras 1, y 2 y son presentadas en las Figuras 4, y 5. En éstas las líneas sólidas presentan la predicción del MRE por la Ecuación 1 y los símbolos presentan los resultados de la simulación. Los símbolos rellenos representan el contenido de agua del gas seco de 16 mg/Sm³ (1 lb_m/MMPCS), y los sin relleno reflejan el contenido de éste en 32 mg/Sm³ (32 lb_m/MMPCS). El análisis de las Figuras 4 y 5 y los cómputos bajos para los valores AAPE (Error Ponderado Absoluto Porcentual) y MAPE (Error Ponderado Absoluto Máximo) de la Tabla 3 indican que la certeza de las correlaciones propuestas, en comparación con los de la simulación son de suficiente certeza para estimar la eficiencia de remoción d metanol ERM (MRE).

 

 

Conclusiones:

Basado en los resultados obtenidos en este estudio, el presente PDM arroja las siguientes conclusiones:

1. La eficiencia de remoción del metanol es independiente del contenido de éste en el gas húmedo (Tabla 1).
2. Mientras aumenta la temperatura del gas húmedo, la razón de circulación del TEG pobre aumenta; de manera que así aumenta la eficiencia de remoción del metanol (Tabla 2). El contenido de agua del gas seco es fuerte función de la temperatura. Mientras aumenta ésta, igual aumenta el contenido de agua; de manera que para un número de etapas teóricas fijas el caudal de circulación de TEG aumenta.
3. Mientras aumenta la presión la absorción del metanol aumenta; por ende su eficiencia de remoción aumenta (Figuras 4 y 5). El contenido de agua del gas húmedo es función de temperatura. Mientras aumenta la presión, el contenido de agua disminuye; de manera que para un número de etapas fijas el caudal de TEG pobre disminuye, pero ésta reducción se aplaca en algo debido a la solubilidad incrementada del metanol a mayor presión.
5. Para la misma presión y numero de etapas de contacto en la torre contactora, la eficiencia de remoción del metanol como función de la razón de circulación para las variadas especificaciones del agua en el gas seco siguen el mismo patrón. (Figuras 4, y 5).
6. Este previo presenta dos gráficos sencillos (Figuras 4 – 5) y una correlación (Ecuación 1) así como sus parámetros (Tabla 3) para estimar las eficiencias ponderadas de remoción de metanol de 2 y 3 etapas teóricas más presiones de 4830 y 7000 kPa (700 y 1015 lpca), respectivamente.
7. Comparado con los resultados rigorosos de la simulación, la certeza de las correlaciones propuestas (Ecuación 1, Tabla 3) para estimar la eficiencia de remoción del metanol arroja buenos resultados en comparación con éstos. Esta correlación más las Figuras 4, o 5 pueden ser empleadas para estimar le eficiencia de remoción del MeOH en las facilidades del TEG operando a condiciones similares.

 

Las correlaciones propuestas (Ecuación 1) y las cartas (Figuras 4 – 5) son fáciles de emplear, y prevén un alcance (método) sencillo para estimar la eficiencia de remoción del MeOH en las facilidades de TEG sin tener acceso a algún programa de simulación de procesos.

 

 

 

 

 

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing), y  PF4 (Oil Production and Processing Facilities)

 

 

Por Dr. Mahmood Moshfeghian

 

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

References:

1. Moshfeghian, M., October 2010 tip of the month, PetroSkills | John M. Campbell, 2010.
2. ProMax 4.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2016.

El proceso de endulzamiento de un gas mediante la aplicación de aminas como el metildietanolamina (MDEA) remueve una cantidad considerable del metanol de la corriente agria. Mas encima, si el contenido de metanol delgas agrio es elevado, la corriente dulce pudiese retener aún altos contenido de metanol e impactar nocivamente las operaciones aguas abajo. Previsiones para la depuración del reflujo (Despojo de Agua) de la columna regeneradora y su reemplazo con “Agua Fresca” puede mejorar la recuperación del metanol [1,2].

 

 

En el Previo del Mes de Julio 2016 (PDM) fue considerado la presencia del metanol en la corriente del gas agrio y determinó las trazas cuantitativas de éste con el gas dulce, gas de despojo, y corriente ácida [2]. Simuló una facilidad de endulzamiento con MDEA simplificada por computadora y estudió el efecto del contenido de metanol en el gas agrio, la taza de reemplazo del reflujo del condensado con agua fresca sobre el contenido de metanol en el gas dulce. Para las temperaturas del gas agrio de 43.3 y 32.2 °C (110 y 90 °F) el previo analizó tres contenidos de metanol de alimentación entre 50, 250, and 500 PPM en base molar. En cada caso fue variado el caudal de reemplazo de agua fresca entre 0 al 100 % por incrementos de 20%.

 

 

La eficiencia de remoción del metanol (ERM – MRE) en base volumétrica se define por:

 

 

La Tabla 1 presenta un resumen de las eficiencias de remoción de metanol (ERM – MRE) basados en los resultados de la simulación del PDM de Julio 2016 [2].

 

 

En seguimiento al PDM de Julio, 2016, éste trabajo considera la presencia de metanol en la corriente de gas agrio y determina las trazas cuantitativas del mismo remanentes en el gas residual dulce, gas de despojo, y gas agrio. El previo simula una planta de MDEA simplificada por simulación en la computadora [3,4]. El previo igual analiza el efecto del contenido de metanol en el gas agrio, más su temperatura, y el caudal de reemplazo de reflujo condensado con agua fresa sobre el contenido de metanol en el gas dulce.

 

 

Para la temperaturas del gas agrio de 43.3, 32.2 y 21.1 °C (110, 90, y 70 °F) el previo estudia tres contenidos de metanol en el gas de entrada de 50, 250, 500 PPM en base molar. En cada caso es variado el caudal de reemplazo de agua fresca entre 0 hasta 100% con incrementos de 20%. Similar al PDM de Septiembre 2016 [5] y basado en los resultados numéricos de simulación, el previo prepara varias gráficos y correlaciones sencillas para estimar la eficiencia de remoción del contenido de metanol bajo varios escenario operacionales. Éstos gráficos y correlaciones presentan suficiente certeza para su aplicación en los ambientes de cómputo en las facilidades.

 

 

Caso en Estudio:

 

Para el propósito de ilustración, este previo considera el endulzamiento de una corriente de gas agrio saturada con agua aplicando los procesos básicos más modificados descritos en el PDM de Julio 2016 [2]. En adición a las dos temperaturas reportadas en el citado previo, éste igual considera una temperatura del gas agrio en 21.1 °C (70 °F), La Tabla 2 presenta su composición en base seca, caudal volumétrico estándar, presión, y temperaturas. Este previo aplica la simulación del conjunto de programas (software) ProMax [6] incluyendo el conjunto interno de computación para “Endulzamiento con Aminas – PR” para llevar a cabo todos los escenarios de de simulación.

 

 

Resultados y Discusiones

 

Las Figuras 1 al 3 presentan la eficiencia de remoción de metanol, ERM, como función de reemplazo del caudal de reflujo (RCR) con agua fresca para las temperaturas del gas agrio entre 43.3, 32.2, y 21.1 °C (110, 90, y 70 °F), respectivamente. Cada figura presenta el ERM vs el caudal de remplazo para los tres contenidos de metanol (50, 250, y 500 PPMV).

 

 

 

 

 

 

 

 

 

Como se observa que las tres curvas para los distintos contenidos de metanol en cada figura se aproximan, el efecto del contenido del metanol sobre la ERM puede ser despreciado. Para cada temperatura del gas agrio el cómputo ponderado aritmético de la ERM para los tres contenidos de metanol se presentan en la Figura 4. Ésta indica que mientras disminuye la temperatura del gas agrio es mermado el impacto del reemplazo del caudal de reflujo de condensado con agua fresca.

 

 

 

 

Un programa aplicando una regresión no-lineal fue empleado para determinar los parámetros de la siguiente correlación para la eficiencia de remoción de metanol como función del % de reemplazo del caudal de reflujo (RCR)

 

 

Donde:

MRE   = Eficiencia de Remoción del Metanol (ERM) en base molar, %

RRR    = % de reemplazo del caudal de reflujo (RCR)

A,B,C   = Parámetros regresionados

 

 

La Tabla 3 presenta los parámetros regresionados A, B and C de la Ecuación 1 para las tres temperaturas del gas agrio consideradas. Las últimas dos filas de la Tabla 3 presentan el Porcentaje Ponderado Absoluto de Error (PPAE – AAPE) más el Porcentaje Máximo de Error Absoluto (PMEA – MAPE), respectivamente.

 

 

Una forma generalizada para esta ecuación para reflejar el impacto de la temperatura puede expresarse como:

 

 

Donde:

MRE         = Eficiencia de Remoción de Metanol en base de peso

RRR         = Reemplazo del caudal de Reflujo %

T               = Temperatura, °C (°F)

 

 

 

 

La Tabla 4 presenta los parámetros regresionados de A₁, A₂, B₁, B₂, C₁ y C₂ de la Ecuación 2 para temperaturas en °C y °F.

 

 

 

Las predicciones para la ERM arrojados por la Ecuación 2 fueron agregadas a la Figura 4 como se presenta en la Figura 5. En ésta las líneas sólidas presentan las ERM pronosticadas por las Ecuación 2, y las punteadas con símbolos rellenos arrojan los valores simulados. El análisis de la Figura 5 y los valores calculados del PPAE (AAPE) y el PMEA (MAPE) en la Tabla 4 indican que la certeza de los correlaciones propuestas, comparado con los resultados de la simulación es de muy buena aplicación para la estimación de la eficiencia de remoción de metanol (ERM)

 

 

 

 

 

Conclusiones:

 

Basado en los resultados obtenidos para el caso considerado en este studio, el presente PDM arroja las siguientes conclusiones:

1. El impacto del contenido de metanol en el gas agrio sobre la eficiencia de recuperación del metanol es mínima (Figuras 1-3), en términos totales solo impacto menor, menos de 0.5 punto de % .
2. Mientras disminuye la temperatura del gas agrio le eficiencia de remoción de metanol aumenta (Figuras 1- 5), de manera total solo un impacto mínimo, menor de 3 puntos de %.
3. Eficiencia de remoción del metanol aplicando el endulzamiento con MDEA solo es capaz de remover 89-97% del metanol en el gas agrio de alimentación. Esto pudiese dejar mayor cantidad del metanol en el gas dulce de despojo que lo permitido por norma. Un paso adicional de lavado con agua podría ser necesario. Ésta agua aplicada podría ser recirculada como reposición del despojo del reflujo en el proceso MDEA.
4. Este previo presenta tres gráficos sencillo (Figura 1 – 3) y dos correlaciones (Ecuaciones 1, y 2) así como los parámetros correspondientes (Tablas 3 y 4) para estimar las eficiencias ponderadas de remoción del metanol para las temperaturas del gas agrio de 43.3, 32.2, y 21.1 °C (110, 90, y 70 °F), respectivamente.
5. Comparado a los computes rigorosos de la simulación, la certeza de las correlaciones propuestas (Ecuaciones 1 y 2) para la determinación la eficiencia de remoción ponderada de metanol se ve muy buena (Tablas 3 y 4 , y Figura 5), y se pueden aplicar en los escenarios de cómputo para las facilidades.
6. Las correlaciones propuestas (Ecuaciones 1 y 2) y los Gráficos (Figuras 4-5) son fáciles de aplicar.

 

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar las instancias de problemas operacionales, le sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas designadas G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Practical Computer Simulation Applications in Gas Processing), y la PF4 (Oil Production and Processing Facilities)

 

 

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

References:

1. O’Brien, D., Mejorada, J., Addington, L., “Adjusting Gas Treatment Strategies to Resolve Methanol Issues,” Proceedings of Lawrence Reid Gas Conditioning Conference, Norman, Oklahoma, 2016.
2. Moshfeghian, M., July 2016 tip of the month, PetroSkills | John M. Campbell, 2016.
3. Maddox, R.N., and Morgan, D.J., Gas Conditioning and Processing, Volume 4: Gas treating and sulfur Recovery, Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 1998.
4. 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.
5. Moshfeghian, M., September 2016 tip of the month, PetroSkills | John M. Campbell, 2016.
6. ProMax 4.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2016.