Similar al proceso de endulzamiento de un gas, el mismo que aplica el metildietanolamina (MDEA) remueve una fracción considerable de metanol de una corriente de LGN agrio (Líquido del Gas Natural). Mas encima, si el contenido de metanol del LGN agrio es elevado, el residual dulce puede aun retener alto contenido de metanol, lo cual puede impactar las operaciones en los procesos aguas abajo. Previsiones para la purga de reflujo (Despojo de Agua) de la unidad regeneradora y su reemplazo con “Agua Fresca” puede aupar la recuperación del metanol. [1,2]

 

 

El Previo del Mes de Agosto 2016 (PDM) consideró la presencia del metanol en la corriente del LGN agrio y determinó las trazas remanentes en el producto (LGN) dulce, el gas de despojo, y corriente de gas ácido [2].

 

 

Se simuló un unidad sencilla de MDEA por computadora y estudio el impacto del metanol en el LGN agrio, más el caudal de reemplazo del reflujo condensado con agua fresca sobre el contenido del metanol en el LGN dulce. Para una temperatura del LGN agrio de 26.7 °C (80 °F) el previo estudió cinco contenidos de metanol de entrada en 50, 250, 500, 1000, y 1500 PPM sobre base molar (30, 149, 298, 596, 894 PPMw, base de peso). En cada caso el previo varió el volumen de reemplazo del agua fresca entre 0 hasta 100 % con incrementos de 20%. La Tabla 1 presenta el resumen de las eficiencias de remoción del metanol (ERM – MRE)

 

 

 

En continuación del PDM de Agosto 2016, éste estudio considera la presencia de metanol en la corriente del LGN agrio y se cuantifican las trazas de metanol remanentes en el producto dulce, gas de despojo, y corriente de gas ácido. Éste previo igual simula una unidad sencilla de MDEA por computadora [3,4]. Igual se estudia el efecto del contenido de metanol en la corriente agria del LGN, la temperatura, y la tasa de reemplazo del reflujo condensado con agua fresca, sobre el contenido final del metanol en el LGN dulce.

 

 

Para las temperaturas de 21.1, 26.7, 37.8 °C (70, 80, 100 °F) el previo analizó los cinco contenidos de metanol de 50, 250, 500, 1000, and 1500 PPM sobre base molar (30, 149, 298, 596, 894 PPMw, base de peso). En cada caso el previo varió la tasa de reemplazo de agua fresca entre 0 hasta 100 % con incrementos de 20%. Basado en las simulaciones obtenidas, el previo desarrolló unas cartas sencillas mas correlaciones para evaluar la eficiencia de remoción bajo variadas condiciones de operación. Éstas cartas y correlaciones se han visto de suficiente certeza numérica para su aplicación en los cómputos de facilidades.

 

 

Caso en Estudio:

 

Con propósito de ilustración, el previo considera el endulzamiento de una corriente agria de LGN aplicando el proceso básico modificado descrito en el PDM de Agosto 2016 [2]. La Tabla 2 presenta su composición, gastos volumétricos estándar, presiones y temperaturas. El previo aplica los algoritmos computarizados del ProMax [5] “Amine Sweetening – PR” para realizar todos los cómputos de simulación.

 

 

Este previo aplica las mismas especificaciones/premisas que el previo de Agosto 2016 [2]

 

 

Resultados y Discusiones:

 

La Figura 1 presenta la eficiencia de recuperación calculada del metanol como función de la relación del gasto de MDEA al LGN agrio para los cincoi contenidos de metanol (30, 149, 298, 596, 894 PPMw, base peso). La temperatura del LGN agrio es 26.7 °C (80 °F).

 

La eficiencia de remoción del metanol (ERM – MRE) se define como sigue:

 

 

 

 

Esta figura indica que mientras el porcentaje de purga aumenta el impacto del contenido de metanol en el LGN agrio disminuye. De manera similar fueron preparados diagramas para temperaturas del LGN agrio de 21.1 and 37.8 °C (70 and 100 °F). Para la sencillez, en cada porcentaje de purga el ponderado aritmético de cada familia de curvas fue calculado y graficado en las figuras subsiguientes.

 

 

Para cada temperatura del LGN agrio, el porcentaje de purga, y cada caudal del MDEA pobre, se ha tomado el valor ponderado de las eficiencias de remoción del metanol. Las Figura 2 al 4 presentan éste valor promedio de eficiencias de remoción como función del gasto de circulación de la relación MDEA pobre al LGN agrio para las temperaturas de 21.1, 26.7, and 37.8 °C (70, 80, and 100 °F) respectivamente. Cada figura presenta cuatro curvas para 0, 20, 50, y 100% de purga del reflujo. Los símbolos en estas figuras son el promedio aritmético de la eficiencia ponderada de remoción del metanol ERM – MRE) por ProMax y todas esta líneas fueron generadas por regresión de los cómputos de la ERM por ProMax.

 

 

 

 

Un programa no-lineal de regresión fue empleado para determinar los parámetros de la siguiente correlación tomada para la eficiencia de remoción del metanol como función de la relación de circulación (RC – CR) y el % de la purga de reflujo (PR).

 

 

 

 

Donde:

MRE = Eficiencia de remoción de metanol en base de peso

CR   = Relación de circulación, Sm³/h of MDEA / Sm³/h del LGN agrio (sgpm/sgpm)

RP   = Purga de reflujo %

 

 

La Tabla 3 presenta los parámetros regresionados A hasta el F de la Eciuyación 1 para las tres temperaturas consideradas del LGN agrio. Los últimos dos renglones de ésta presenta el Porcentaje Ponderado Absoluto de Error (PPAE – AAPE), y el Porcentaje Máximo Absoluto de Error (PMAE – MAPE), respetivamente. El análisis de las Figuras 2 al 4 más los valores calculados del PPAE, y PMAE indican que la certeza propuesta por las correlaciones presentadas son de buena confiabilidad para el estimado de la eficiencia de remoción del metanol (ERM).

 

 

 

PPAE = Porcentaje Ponderado Absoluto de Error

PMAE= Porcentaje Máximo Absoluto de Error

 

 

 

 

 

 

 

Conclusiones:

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

1. Mientras aumenta la relación de circulación, el impacto de ésta sobre las eficiencias de remoción de metanol disminuye. Un razón de 0.5 aparenta arrojar un punto razonable de desvío.
2. Mientras aumenta el porcentaje de purga de reflujo, el impacto sobre el contenido de metanol en el LGN agrio sobre la eficiencia de recobro del metanol disminuye (Figura 1), de manera total solo se observa un impacto menor de 2 a 3 puntos de % .
3. Mientras la temperatura del LGN agrio aumenta, la eficiencia de remoción del metanol disminuye (Figuras 2-4), en forma general solo se observa impacto mínimo 2 a 3 puntos de %.
4. Eficiencia de remoción del metanol mediante el endulzamiento con el MDEA es capaz de retirar solo un 95-97% del metanol en la corriente del LGN agrio. Esto aun puede dejar mayor cantidad del metanol en solución respecto a lo permisible por la normativa.  Puede ser menester una etapa de lavado de agua separada. El agua fresca usada para esta acción puede ser recirculada como retroalimentación de la purga del MDEA.
5. Este previo presenta tres gráficos sencillos (Figuras 2 – 4) más una correlación (Ecuación 1) junto con sus parámetros (Tabla 3) para el estimado de las eficiencias de remoción del metanol del LGN agrio correspondientes a la temperaturas de 21.1, 26.7, y 37.8 °C (70, 80, y 100 °F), respectivamente.
6. Comparado con las simulaciones rigorosas de computación, la correlación propuesta (Ecuación 1) aplicada para calcular las eficacias ponderadas de recuperación del metanol se ve de resultados muy positivos (Tabla 3) y puede aplicarse en los escenarios de cómputos para la facilidades.
7. La correlación propuesta (Ecuación 1) más los gráficos (Figuras 2-4) son fáciles en su aplicación técnica.

 

 

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

Muchos aditivos pueden ser agregados al agua para deprimir tanto d la temperatura de congelamiento así como la de hidratación. Por varias razones prácticas, un inhibidor termodinámico tal como el metanol o uno de los glicoles es inyectado, usualmente el monoetilén glicol (MEG o EG). La pérdida por solubilidad del MEG en el gas es despreciable, y las mismas para la fase líquida del LGN es igual muy baja. Sin embargo, el metanol presenta pérdidas mas significativas, particularmente las de la fase gaseosa. El contenido de metanol en las fases de vapor mas líquido de los hidrocarburos depende de la temperatura, presión, y composición. Basado en la publicación GPA-Midstream RR 149 [1] el contenido del metanol en la fase de gas puede llagar hasta 0.075 %mol, y en la fase líquida hasta 0.6 %mol. Dependiendo de las pérdidas por solubilidad, la reposición química del metanol pueden ser altas y costosas tanto para los sistemas de un solo paso, así como para aquellos de recuperación del methanol.

 

La cantidad significativa de pérdidas a las fases de los hidrocarburos puede causar problemas para las refinerías, plantas de gas natural y el GNL ubicadas aguas abajo. En plantas de gas que propician la recuperación de propano, el metanol seguirá el producto de propano, y puede ser la causa para que éste salga fuera de sus especificaciones. El metanol también se ha visto causar problemas operativos prematuros en los lechos de las tamices moleculares. En las refinerías el metanol debe ser lavado del crudo/condensado, donde éste presenta un problema en el tratamiento del agua de despojo.   En las plantas petroquímicas el metanol igual es considerado un veneno para ciertos agentes catalíticos. El lector puede ahondar sobre los detalles adicionales en la referencia [2].

 

El Previo del Mes de Octubre 2010 (PDM) consideró la presencia del metanol en el conjunto de producción petróleo/agua/gas y determinó la cuantificación de las trazas de éste en el gas deshidratado con TEG [3]. El PDM de Julio 2016 consideró la presencia del metanol en el gas agrio de una unida de endulzamiento y determinó los niveles de las trazas de éste en el gas dulce, gas de despojo, y corriente de gas ácido. Ese previo concluyó el proceso de endulzamiento mediante la aplicación de la metildietanolamina (MDEA) remueve una cantidad importante del metanol del gas agrio de alimentación. Además, si el contenido del metanol en el gas agrio es elevado , el gas dulce aún podrá retener alto contenido de metanol, y podrá causar problemas operacionales en los procesos aguas abajo. Un proceso modificado de endulzamiento con purga de 100 % de la corriente de reflujo pude reducir el contenido de metanol entre un rango de 92 hasta 95 % [4].

 

De manera similar al PDM de Julio 2016 (previo del mes)m este previo considerará la presencia del metanol en una corriente de LGN agria y determinará la cantidad residual de éste en el LGN dulce, gas de despojo (flash gas) y gas ácido de un proceso de endulzamiento del gas.   Para lograr esta condición, el previo simula mediante la computadora [5,6] una unidad sencilla de endulzamiento con MDEA. El previo igual estudia el impacto del contenido agrio del metanol en el LGN, así como el caudal de reposición del condensado de reflujo sobre el contenido de metanol en el LGN dulce.

Para temperaturas del LGN agrio de 26.7 °C (80 °F) se estudian cinco condiciones de alimentación de metanol entre 50, 250, 500, 1000, y 1500 PPM en base molar (30, 149, 298, 596, 894 PPMw, base de peso). En cada caso el previo varía el reemplazo del caudal de agua fresca entre 0 hasta 100 % con incrementos de 20 %. Los resultados de la simulación son presentados en gráficos.

 

 

Caso en Estudio:

Con propósito de ilustración, este previo considera el endulzamiento de una corriente de un LGN aplicando el MDEA. La Tabla 1 presenta su composición, volumen estándar liquido, presión, y temperatura. Este previo aplica el paquete de simulación (software) ProMax [7] con el anexo de “Amine Sweetening – PR” para lograr todos los cómputos requeridos.

 

 

Este previo aplicó el mismo diagrama de flujo de proceso de la Figura 1 al que fue aplicado en el PDM de Julio. Una fracción importante del metanol entrando con el LGN agrio se despoja de la unidad dentro del LGN tratado, el gas de despojo, y gas ácido. Sin embargo, algo del metanol se atrapa y se acumula en el sistema logrando su concentración máxima en la corriente de reflujo del regenerador. Para lograr rebajar ésta concentración del metanol en el LGN tratado, una fracción de la corriente de reflujo es purgada mediante una corriente lateral de “Despojo de Agua “, remplazando esta con “Agua fresca.”

En la Figura 1, la corriente del “Despojo de Agua” remueve una fracción especificada del reflujo condensado (corriente 10A) y la corriente del “Agua Fresca” le agrega la misma cantidad de agua fresca al proceso (corriente 10B). Para ilustrar el efecto de este remplazo de agua en la rebaja del contenido de metanol del gas dulce, la fracción del agua condensada es variada entre 0 hasta 100 % con incremento de 20 % sobre base molar.

 

Las siguientes especificaciones/supuestos fueron considerados para el caso en studio:

 

Columna Contactora Liquido/Liquido

1. Corriente agria del LGN saturada con agua
2. Numero de etapas teoricas = 4
3. Diferencial de Presión = 20 kPa (3 lpc)
4. Temperatura de la Solución de Amina pobre = Temperatura corriente entrada LGN agria 26.7 (80 )

 

Columna Regeneradora

1. Numero de etapas teóricas = 10 (excluyendo condensador y regenerador)
2. Temperatura solución rica alimentación = 98.9 (210 )
3. Presión solución rica alimentación = 414 kPa (60 lpcm)
4. Temperatura Condensador = 48.9 (120 )
5. Diferencial Presión = 28 kPa (4 lpc)
6. Presión de Fondo = 110 kPag (16 lpcm)

 

Carga Térmica Rehervidor (Reboiler) = 132 kg de vapor/m³ de solución de amina sol (1.1 lb_m/gallon) por el gasto de amina

1. Diferencial presión Enfriador Amina Pobre = 35 kPa (5 lpc)
2. Presión lateral rico = 35 kPa (5 lpc)
3. Presión lateral pobre = 35 kPa (5 lpc)

 

Bomba

1. Presión descarga = presión alimentación LGN agrio + 35 kPa (5 lpc)
2. Eficiencia = 65 %

 

Concentración y Gasto Amina Pobre

1. Concentración MDEA en la amina pobre más agua = 50 % por peso
2. Caudal estandar circulación amina pobre = 11.36 Sm³/h (50 sgpm)

Este caudal resultó en una carga total para el gas ácido de ~0.003 and ~ 0.15 moles gases ácidos/moles de amine en las corrientes de aminas pobres y ricas, respectivamente. Las cargas correspondientes de H₂S y CO₂ sobre la amina pobre fueron de 0.0022 and 0.0008 moles gas ácido por mol amina, respectivamente.

 

Válvula de Expansión Solución Amina Rica

1. Presión Tanque de Despojo = 448 kPag (65 lpcm)

 

 

Resultados y Discusión:

Basado en la descripción y especificaciones presentadas en la sesión previa, ProMx [7] es aplicado para realizar la simulación del proceso de tratamiento. En cada caso de corrida de simulación, se reportan los siguientes parámetros y propiedades:

 

Concentración del Metanol en:

1. LGN dulce (PPMw)
2. Gas de despojo del tanque de aminas (PPMV)
3. Gas ácido del regenerador (PPMV)

 

Concentración del Metanol (% peso):

1. Amina pobre
2. Corriente Condensada de reflujo (corriente 10)
3. Corriente de retorno de reflujo (corriente 11)

 

Concentración del H₂S y CO₂ en el LGN dulce:

Las concentraciones calculadas para el H₂S and CO₂ en el LGN dulce fueron poco alteradas por la concentración del metanol de reflujo. Fueron menor que 1.5 y 0.2 PPMV para el H₂S and CO₂ respectivamente. La presencia del metanol aumenta ligeramente el contenido del H₂S dentro del LGN.

Para observar el impacto del gasto de circulación sobre el nivel del endulzamiento del LGN, fueron observados tres gastos del MDEA pobre de 5.68, 11.36, y 22.71 Sm³/h (25, 50, y 100 gpm). La variación del contenido del metanol en el LGN dulce como función del % molar de la corriente de reflujo purgada con agua fresca es presentada mediante las Figuras 2 al 4 para el LGN dulce , el gas de despojo , y corriente de gas ácido respectivamente.

 

La Figura 2 presenta la variación del contenido de metanol en en la corriente del LGN dulce como función del remplazo del gasto de reflujo con agua fresca para cinco contenidos de metanol (PPMpeso) en la alimentación agria del LGN. Nótese que el eje-y es logarítmico.

 

 

 

 

La Figura 2 indica que mientras aumenta el porcentaje de la corriente de purga con agua fresca el contenido del metanol en la corriente del LGN dulce disminuye. La Figura 3 presenta una tendencia similar para el contenido del metanol en el gas de despojo. La Figura 4 presenta la variación de éste en el gas ácido como función del caudal de reposición de reflujo con agua fresca.

Para mostrar el impacto cuantitativo del gasto de la corriente pobre del MDEA, la reducción del contenido del metanol para varias corrientes fue calculada mediante las siguientes ecuaciones para cinco contenidos de metanol en el LGN agrio.

or

Las Figuras 2 al 4 más los resultados de los computes indican que el efecto del contenido del metanol en el LGN agrio sobre el porcentaje de reducción del mismo en las variadas corrientes es mínimo. Por ejemplo, la rebaja en el contenido de metanol del LGN dulce varió dentro de 1.5 % (e.i. 59.9% a 61.4% para los contenidos de metanol en el LGN agrio de 30 y 894 PPMp, respectivamente); de manera que la Tabla 2 presenta solo el porcentaje ponderado de reducción para los cinco contenidos de metanol agrio con el gasto del MDEA pobre. La Tabla 2 indica que mientras aumenta el gasto del MDEA pobre, mayor reducción se observa en las corrientes tratadas. Nótese que la reducción del contenido de metanol en el LGN dulce son las mismas que las reducciones en la corriente del la amina pobre. Esto es esperado por cuanto la amina pobre y LGN dulce se acercan a un equilibrio entre sí.

 

 

La variación del contenido de metanol como función del %molar de la corriente de reflujo remplazada con agua fresca es presentada en las Figuras 5 al 7 para la amina pobre, reflujo purgado, y corriente de reflujo remplazada, respectivamente. Estas figuras son para caudales del MDEA pobre de 11.36 Sm³/h (50 sgpm). Diagramas similares fueron generados para los otros dos caudales del MDEA pobre.

La Figura 5 indica que mientras el porcentaje de purga con agua fresca de la corriente de reflujo es aumentada, el contenido de metanol en la amina pobre disminuye. La Figura 6 presenta una tendencia similar para el contenido de metanol en la corriente de reflujo purgada. La Figura 7 presenta una tendencia distinta para el contenido de metanol en la corriente de reflujo retornada. Para una purga de 100%, la reducción del contenido de metanol es 100% para las cinco corrientes de metanol en el LGN agrio.

 

 

 

 

Las Figuras 8A y 8B presentan el perfil de concentración de metanol en las corrientes de líquido despojadas en las etapas de la columna regeneradora. Estos perfiles son para gastos del MDEA pobre de 11.36 Sm³/h (50 sgpm), 0 y 100 % purga del reflujo, y contenido del metanol en el LGN agrio de 30 and 894 PPMp. Estas figuras indican que la máxima concentración del metanol se ve en la corriente de reflujo con 0% de purga. Con 100 % de purga, ésta no contiene metanol. Perfiles similares se observaron para las dos corrientes de menor, y la de mayor caudal del MDEA pobre.

 

 

 

Conclusiones:

Basado en los resultados obtenidos para el caso en estudio, este PDM presenta las siguientes conclusiones:

1. Similar al proceso de endulzamiento para un gas, el mismo para un LGN empleando el MDEA remueve una cantidad considerable del metanol de la corriente del LGN agrio. Además, si el contenido de metanol es alto en el LGN agrio, el dulce podrá retener alto contenido de metanol y causar inconvenientes operacionales en los procesos aguas abajo
2. El mayor contenido de metanol debido al atrapamiento del mismo en el sistema se ve en la corriente 10 de reflujo condensado en la Figura 1. (véase igual la Figura 8).
3. Provisiones para la purga del reflujo (Despojo de Agua) y su remplazo con “Agua Fresca” (Figura 1) puede mejorar la recuperación de metanol.
4. El efecto del contenido de metanol en el LGN sobre el porcentaje de la reducción del mismo en las distintas corrientes es mínima.
5. El proceso básico MDEA redujo el contenido del metanol en el LGN dulce (PPMV) por ~60%, ~75% and ~80% para un gasto del MDEA pobre de 5.68, 11.36, y 22.71 Sm³/h (25, 50, y 100 sgpm), respectivamente.
6. El proceso modificado de MDEA con 100% de purga de la corriente de reflujo redujo el contenido de metanol en el LGN dulce (PPMV) por ~75%, ~90% y ~95% coincidente con los gastos del MDEA pobre de 5.68, 11.36, 22.71 Sm³/h (25, 50, and 100 sgpm), respectivamente.
7. La corriente de reflujo purgada, la cual contiene el metanol debe ser dispuesta apropiadamente o tratada dentro de la planta.. El agua tratada puede ser reusada como agua fresca en el proceso de endulzamiento.
8. En el caso de endulzamiento de un LGN, la amina residual en éste también puede de problemático. El LGN tratado usualmente pasa por una etapa de lavado de agua. Éste igual removería el MeOH en la corriente del LGN tratado. El agua del lavado pudiese ser empleado como agua de reposición en el lazo de purga de regeneración. Éste lavado de agua del LGN podría tener impacto mayor en la calidad del LGN, pero solo menor sobre el gas de despojo y el gas ácido.

 

El metanol es tanto un Contaminante del Aire (CDA – HAP), así como Compuesto Volátil Orgánico (CVO – VOC). Es regulado por la unidad US EPA bajo la Normativa de Aire Puro “Clean Air Act”. Los operadores deben asegurarse que su disposición es segura cuando es purgado. Sin embargo, deben igual considerar su despojo a la atmosfera. Esto indica que de no presentarse azufre, el gas ácido no podría ventearse sin exceder los umbrales del HAP/VOC. Debe ser enviado a un sistema de control, y aun en este, dependiendo del tamaño de la planta, el operador podría aun impactarse con los umbrales limites.

 

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 (Advanced Applications in Gas Processing), and PF4 (Oil Production and Processing Facilities) courses.

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

 

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

 

References:

1. Gas Processors Association, “GPA RR-149: Vapor-Liquid and Vapor-Liquid-Liquid Methanol or Ethylene Glycol Solutions,” 1995. Equilibrium for H₂S, CO₂, Selected Light Hydrocarbons and a Gas Condensate in Aqueous
2. 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.
3. Moshfeghian, M., October 2010 tip of the month, PetroSkills | John M. Campbell, 2010.
4. Moshfeghian, M., July 2016 tip of the month, PetroSkills | John M. Campbell, 2016.
5. Maddox, R.N., and Morgan, D.J., Gas Conditioning and Processing, Volume 4: Gas treating and sulfur Recovery, Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 1998.
6. 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.
7. ProMax 4.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2016.

La mejor manera de prevenir la formación de hidratos (y corrosión) es la de mantener las líneas de transmisión, tuberías, y equipos libres del agua líquida. Existen ocasiones, malas o buenas, cuando la decisión es tomada para operar una línea o proceso conteniendo agua líquida. Si es ésta la misma, y la temperatura del proceso es menor que la temperatura de hidratación, la inhibición de esta agua puede ser menester. Este fenómeno es de particular importancia en los sistemas de recolección de gas, y las de operaciones bajo el nivel del mar durante la producción normal así como la de cierre de las mismas [1,2].

 

Muchos materiales pueden ser agregados al agua para lograr reducir tanto la temperatura de hidratación así como la de congelamiento. Por varias razones prácticas, un inhibidor termodinámico tal como el metanol o uno de los glicoles es aplicado, generalmente el monoetilén glicol. Todos pueden ser recuperados y recirculados, pero la economía de la recuperación del metanol puede que no sea favorable en todos los casos. La prevención de los hidratos con el metanol y/o los glicoles puede incurrir en ciertos gastos elevados debido a la dosificación elevada ( entre unos 10 hasta 60 % por peso en la fase acuosa). Elevadas concentraciones de estos solventes agravan a potenciales problemas con las escamas por cuanto se reduce la solubilidad de éstas en el agua y se precipitan la mayoría de los inhibidores de escamas [2]. La inyección total requerida del inhibidor es la cantidad/concentración de éste en la fase líquida del agua logrando la depresión requerida de la temperatura de hidratación, mas la cantidad que también será distribuido en la fase gaseosa y las demás fases de los hidrocarburos. Cualquier inhibidor en la fase gaseosa impacta o la fase líquida de los HC logra poco impacto en la formación de los hidratos.

 

Pérdidas de solubilidad del MEG en la fase de gas es despreciable así como la fase líquida de los HC. Sin embargo, las pérdidas de metanol son más significativas, particularmente en la fase de vapor. El contenido de metanol de las fases tanto de vapor así con líquido de los HC depende de la temperatura, presión, y composición. Basado el documento “GPA-Midstream RR 149” [3] el contenido de metanol en la fase de gas puede llagar hasta 0.075 mol% (750 ppmv) y en la fase líquida hasta 0.6 mol%. Dependiendo de las pérdidas por solubilidad, la reposición química del metanol pude ser importante así como costoso para tanto los sistemas de flujo directo, así como los de recuperación del methanol.

 

La cantidad significativa de pérdida de metanol en las fases de los hidrocarburos puede causar problemas en la refinerías, plantas petroquímicas, de GNL, más otras aguas abajo. En las plantas donde es recuperado el propano, el metanol se acoplará al producto de propano y presentará una causa potencial para que éste se desvíe de especificación de venta. Metanol igual se ha visto ser causa de las fallas prematuras en los tamices moleculares. En las refinerías, el metanol debe ser lavado de la corriente crudo/condensado, en donde perfila un problema para el tratamiento del agua de despojo. En las plantas petroquímicas, el metanol también se considera un veneno para algunos lechos catalizadores. El lector puede informarse adicionalmente en la referencia [4].

 

En el Previo del Mes de Octubre 2010 (PDM) fue considerado la presencia de metanol en la corriente de producción crudo/gas/agua, y fueron determinadas las trazas de metanol resultantes en el gas deshidratado con el TEG [5]. Ese previo estudió el impacto de la temperatura del gas húmedo, el número de platos teóricos en la torre contactora, la especificación para el contenido de agua del gas seco, y el caudal de circulación sobre el nivel de concentración del metanol en el gas seco.

 

El Previo del Mes de Julio 2010 comparó el rendimiento del monoetanolamina (MEA), dietanolamina (DEA), y el metildietanolamina (MDEA) mediante la simulación de una unidad de endulzamiento [6]. La concentración del H₂S y CO₂ en el gas dulce, gasto de la solución de amina, carga térmica del re hervidor, pérdidas de aminas, potencia de bombeo, y la carga térmica del intercambiador rico-pobre fueron calculados y graficados par un rango amplio de las tasa de vapor de agua requeridas para la regeneración de la solución de amina rica.

 

Este Previo del Mes considerará la presencia de Metanol en una corriente de gas agrio y determinará las trazas cuantitativas del mismo que permanecen en el gas dulce, gas de despojo (flash gas), y corrientes de gas ácido. Para lograr esto, el previo simulará por computadora, un esquema simplificado de endulzamiento de un gas.

 

Igual será analizado el impacto de la temperatura del gas agrio, contenido de metanol, y la tasa a la cual se reemplaza el reflujo condensado con agua fresca sobre el contenido de metanol en el gas dulce. Para las dos temperaturas del gas agrio en 32.2 y 43.3 °C (90 y 110 °F) este previo analiza tres concentraciones de metanol inyectado de 50, 250, y 500 PPMV. En cada caso el previo varía el reemplazo del agua fresca entre 0 y 100 % con incrementos de 20 %. Los resultados de la simulación son presentados en gráficos correspondientes.

 

Caso en estudio:

Para el propósito de ilustración, este previo considera el endulzamiento de 2.832 x 10⁶ Sm³/d (100 MMpcsd) de un gas natural aplicando el MDEA. La Tabla 1 presenta su composición, presión, y temperatura. El previo aplica el conjunto de programas de simulación en computación (software) ProMax [9] con el “paquete”   “Amine Sweetening – PR” aplicado en los cómputos de simulación correspondientes.

 

 

La Figura 1 [9] presenta un proceso de endulzamiento modificado para el caso en estudio. Una fracción importante del metanol entrando con el gas agrio se despoja de la unidad de endulzamiento en las corrientes 4 (Gas Dulce), 6, (Gas de Despojo), y 12 (Gas Acido). Sin embargo, algo del metanol es retenido y acumulado en el sistema y logra su máxima concentración en la corriente 10 (Reflujo). Para lograr reducir adicionalmente ésta concentración en el gas dulce, una fracción de la corriente de reflujo es purgada vía una corriente de “Despojo de Agua” y ésta reemplazada con “Agua Fresca”. La Figura 2 presenta la ampliación de la esquina superior de la derecha de la Figura 1 la cual indica estas corrientes de despojo de agua y agua fresca.

 

En la Figura 2, la corriente de “Despojo de Agua” elimina una fracción especificada de la corriente 10A (el reflujo condensado), y la corriente de “Agua Fresca” le agrega el mismo caudal al proceso. Para ilustrar el efecto de este reemplazo de agua sobre la reducción del contenido de metanol del gas dulce, la fracción del agua condensada es variada entre 0 y 100% con incrementos de 20 % sobre base molar.

 

 

 

Columna Contactora

1. Corriente agria de gas es saturada con agua
2. Número de platos teóricos = 7
3. Diferencial de presión= 20 kPa (3 lpca)
4. Temperatura de la corriente de amina pobre = temperatura del gas agrio de alimentación + 5.5 (10 )

 

Columna Regeneradora

1. Numero de platos teóricos = 10 (excluyendo el condensador y rehervidor)
2. Temperatura corriente rica = 98.9 (210 )
3. Presión corriente rica = 414 kPag (60 lpcm)
4. Temperatura del condensador = 48.9 (120 )
5. Diferencial de presión = 28 kPag (4 lpc)
6. Presión de fondo = 110 kPam (16 lpcm)

 

Carga Térmica Regeneradora = 132 kg vapor/m³ de solución de Amina (1.1 lb_m/gallon) por gasto de circulación de amina.

 

Intercambiadores de Calor

1. Diferencial de presión enfriador amina pobre = 35 kPa (5lpc)
2. Presión costado rico = 35 kPa (5lpc)
3. Presión costado pobre =   35 kPa (5lpc)

 

Bomba

1. Presión descarga = Corriente alimentadora gas agrio + 35 kPa (5 lpc)
2. Eficiencia = 65 %

 

Concentración y Gasto Amina Pobre

1. Concentración MDEA en la solución pobre de amina/agua = 50 % por peso
2. Gasto de la Amina pobre = 65.87 m³S/h (290 gpms)

(Esta circulación fue resultado de la carga total del gas sobre la amina rica de unos 0.40 moles gases ácidos/mol de amina)

 

Válvula de Expansión Solución Amina Rica

1. Presión Tanque de despojo (flash tank) = 448 kPag (65 lpcm)

 

Resultados y Discusiones:

Basado en la descripción y especificaciones presentadas en la sección previa, ProMax [9] es usada para simular el diagrama de flujo del proceso de la Figura 1. Para cada corrida de simulación, las siguientes propiedades so reportadas:

1. Concentración molar del metanol (PPM) en
   1. Gas dulce
   2. Gas de despojo del tanque
   3. Gas ácido del regenerador
2. Concentración del metanol (%peso) en
   1. La amina rica
   2. Corriente de reflujo condensada (corriente 10)
   3. Corriente de reflujo recirculada (corriente 11)
3. Concentración del H₂S, y el CO₂ en el gas dulce

 

Las concentraciones del H₂S calculadas para el gas dulce fueron poco variadas por la concentración del reflujo de metanol. Los rangos fueron entre 3.92 hasta 3.61 PPMV y 1.64 hasta 1.81 PPM para temperaturas del gas agrio de 43.3 y 32.2°C (110 más 90°F), respectivamente. La presencia del metanol aumenta levemente el contenido del H₂S en el gas dulce. La concentración calculada para el CO₂ en el gas dulce fueron de 2.87 y 2.61 mol % para temperaturas de la alimentación agria de 43.3 y 32.2°C (110 y 90°F), respectivamente. De manera que, la presencia del metanol no imparte ningún efecto sobre el contenido del H₂S y CO₂ en el gas dulce.

 

La variación del contenido de metanol en el gas dulce como función del %molar de la corriente de reflujo purgada con agua fresca es presentada en las Figuras 3 al 5 para el gas dulce, gas de despojo, y gas ácido, respectivamente. En todas las figuras, la línea sólida y símbolos rellenos presentan 43.3°C (110°F) y las líneas punteadas y símbolos vacíos indican 32.2°C (90°F). Los símbolos cuadrados, círculos, y triángulos presentan un contenido de metanol en el gas ácido de 50, 250, y 500 PPMV, respectivamente.

 

La Figura 3 presenta la variación del contenido de metanol en el gas dulce en función de la reposición del reflujo con agua fresca para las dos temperaturas de la corriente agria de entrada y tres concentraciones de metanol (PPM) en ésta. Las dos temperaturas son 43.3 y 32.2 °C (110 y 90 °F). En las Figuras 3 al 8, PPM A, y PPM B representan 32.2 °C (110 y 90 °F), respectivamente.

 

 

 

 

La Figura 3 indica que mientras aumenta la purga de la corriente de reflujo de agua fresca, el contenido de metanol en el gas dulce disminuye. Para el caso de 100 % de purga, la reducción máxima de metanol es de un 33% para el caso de 43.3°C (110°F) y 500 PPMV y el mínimo es de un ~30% para el caso de 32.2°C (90°F) y 50 PPMV.

 

La Figura 4 presenta una tendencia similar para el contenido de metanol en la corriente del gas de despojo (flash gas). Para la condición de 100% de purga, la reducción máxima del metanol es de ~19.5% correspondiente con 43.3°C (110°F) y 500 PPMV y el mínimo es ~17.5% para el caso de 32.2°C (90°F) y 50 PPMV.

 

La Figura 5 presenta una tendencia algo distinta para el contenido de metanol en la corriente de gas. Esta figura indica que la corriente agria alimentadora no posee impacto discernible sobre el contenido de metanol en gas ácido. Para el caso de 100% de purga, la reducción del contenido de metanol fue observado en un rango de ~72 % hasta ~73% para todos los casos de las temperaturas y contenido de metanol de gas alimentador.

 

La variación del contenido de metanol como función del %molar de la corriente de reflujo reemplazada con agua fresca es presentada en las Figuras 6 al 8 para la amina pobre, reflujo purgado, y reflujo reemplazado, respectivamente.

 

 

 

La Figura 6 indica que mientras aumenta la purga de la corriente de reflujo con agua fresca, el contenido de metanol disminuye. Para una purga de 100%, la máxima reducción se ve en ~33% en el caso de 43.3°C (110°F) y 500 PPMV y el mínimo es de ~30% para el caso de 32.2°C (90°F) y 50 PPMV. Estos valores son los mismos a aquellos reportados para el contenido de metanol en el gas dulce. Esto es esperado por cuanto la corriente de amina pobre y gas dulce se contactan en equilibrio una con la otra.

 

La Figura 7 presenta tendencia similar para el contenido de metanol en la corriente de reflujo purgada. Para un 100% de purga, la reducción mínima de metanol es de ~71.2% coincidentes con 32.2°C (90°F) y 500 PPMV y un máximo de ~73.5% para el caso de 43.3°C (110°F) y 50 PPMV.

 

La Figura 8 presenta una tendencia distinta para el contenido de metanol en la corriente del gas ácido. Para un 100% de de purga, la reducción es de un 100 % para ambas temperaturas y los tres contenido del metanol en el gas de alimentación agrio.

 

 

Conclusiones:

Basado en los resultados obtenidos del caso en estudio, este PDM presenta las siguientes conclusions:

1. El proceso de endulzamiento con MDEA remueve una cantidad considerable de metanol del gas agrio de alimentación. Adicionalmente, si el contenido de metanol en el gas agrio es alto, el gas dulce pudiése aun retener alto contenido de metanol, el cual podría causar inconvenientes en las operaciones de los procesos por emprenderse agua abajo.
2. El mayor contenido de metanol debido al atrapamiento del mismo en el sistema se observa en la corriente de reflujo condensada 10
3. Provisiones para la purga de reflujo (despojo de agua) y su reemplazo con “Agua Fresca” (Figuras 1 y 2) pueden mejorar la recuperación del metanol.
4. El proceso básico de endulzamiento con MDEA redujo el contenido de metanol en el gas dulce por ~89% y ~92% en los casos de 43.3°C (110°F) y 32.2°C (90°F), respectivamente (Corriente 4 en la Figura 1).
5. El proceso modificado de endulzamiento con MDEA con 100% de purga de la corriente de reflujo redujo el contenido de metanol en el gas dulce (PPMV) por ~92% y ~95% en los casos de 43.3°C (110°F) y 32.2°C (90°F), respectivamente. (Corriente 4 in Figura 1).
6. La corriente de purga del reflujo, la cual contiene metanol debe ser eliminada adecuadamente o puede ser tratada dentro de la planta. El agua tratada a ser recuperada podría server como agua fresca en el proceso de endulzamiento.

 

El Metanol es tanto un Contaminante de Aire Dañino (HAP), así como un Compuesto Orgánico Volátil (VOC). Es regulado por el US EPA bajo premisas del Clean Air Act (Programa de Aire Puro) . De manera que los operadores deben asegurarse que su disposición es segura cuando se purga. Sin embargo, igual deben considerar su despojo a la atmósfera. Esto significa que de no haber la presencia de azufre, lo más probable es que el gas ácido no podrá ser arrojado (venteado) sin exceder los umbrales HAP/VOC. Debe ser enviado a un sistema de control, y aun más en este sitio, dependiendo de tamaño de la planta, el operador aun podrá entrar en el régimen de umbrales de control.

 

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 (Advanced Applications in Gas Processing), y la PF4 (Oil Production and Processing Facilities)

 

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

 

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

References:

1. Bullin, K.A., Bullin, J.A., “Optimizing methanol usage for hydrate inhibition in a gas gathering system,” Presented at the 83^rd Annual GPA Convention – March 15, 2004.
2. Szymczak, S., Sanders, K., Pakulski, M., Higgins, T.; “Chemical Compromise: A Thermodynamic and Low-Dose Hydrate-Inhibitor Solution for Hydrate Control in the Gulf of Mexico,” SPE Projects, Facilities & Construction, Dec, 2006.
3. Gas Processors Association, “GPA RR-149: Vapor-Liquid and Vapor-Liquid-Liquid Methanol or Ethylene Glycol Solutions,” 1995. Equilibrium for H₂S, CO₂, Selected Light Hydrocarbons and a Gas Condensate in Aqueous
4. 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.
5. Moshfeghian, M., October 2010 tip of the month, PetroSkills – John M. Campbell, 2010.
6. Moshfeghian, M., July 2014 tip of the month, PetroSkills – John M. Campbell, 2014
7. Maddox, R.N., and Morgan, D.J., Gas Conditioning and Processing, Volume 4: Gas treating and sulfur Recovery, Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 1998.
8. 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.
9. ProMax 4.0, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2016.

Este previo será un seguimiento del previo de Abril 2016, el cual investigó los beneficios de tener una corriente lateral en una columna estabilizadora. Se aplicará un simulador comercial para evaluar el rendimiento de la operación en la estabilizadora. Para poder tomar en cuenta el impacto no-ideal del agua, este previo efectuará cómputos tri-fásicos (fases de vapor, hidrocarburo líquido, y acuosa) en los platos con gastos excesivos de agua. Específicamente, se estudiará la influencia de los perfiles de temperatura y presión parcial del agua sobre la colocación del plato de la corriente lateral de extracción de agua. Igual se estudiará el impacto del separador tri-fásico aguas arriba de la unidad sobe las cargas térmicas del re-hervidor, condensador, y el intercambiador de la corriente alimentadora estabilizada, más la potencia de la bomba de reflujo. Este previo presentará un resumen de los resultados de las simulaciones de computación y los diagramas claves para el mismo caso en estudio.

 

Caso en Estudio

La Tabla 1 presenta las composiciones (% molar) del condensado sin-tratar del caso en estudio. Esta tabla igual presenta las propiedades de las fracciones pesadas (Peso Molecular, Gravedad Específica, Punto Mediano Volumétrico de Ebullición), más las condiciones de la corriente alimentadora.

 

La Figura 1 presenta un diagrama flujo de proceso para el caso en estudio. El previo utiliza el mezclador de entrada para variar el caudal del agua de alimentación exclusivamente para el propósito de simulación. El uso del intercambiador de calor (IC-HEX) reducirá las cargas térmicas del re-hervidor, y condensador, así como la potencia de la bomba de reflujo. La adición de un separador tri-fásico aguas arriba del IC remueve esencialmente toda el agua excesiva. Igual permite la investigación del impacto de la temperatura de la corriente de entrada sobre el rendimiento de la columna. La Tabla 2 presenta las especificaciones de la misma. Nótese que la diferencia entre el despojo lateral dentro de la columna, y el drenaje desde el tambor V-4 de reflujo. La Referencia [1] presenta una buena “sobre vista” del despojo de agua en una columna estabilizadora.

 

 

Basado en la data de las Tablas 1, y 2 , y el diagrama de flujos de proceso de la Figura 1., este previo efectuó la simulación aplicando la ecuación de estado [2] Soave-Redlich-Kwong (SRK) acompañado por el conjunto de programas de computación (software) ProMax [3].

 

Resultados de la Simulación – Perfiles de la Presión Parcial del Agua y la Temperatura

Las Figuras 2a y 2b presentan los perfiles de las presiones parciales del agua de los dos caudales de 1200 y 1500 lbmol/d (545 y 681 kmol/d), respectivamente. Ambas figuras presentan las presiones parciales para el caso sin despojo lateral, así como el despojo de la bandeja 7 u ocho. En estas figuras, un apunte grande de la presión parcial del agua se observa en los casos sin bandeja de despojo de agua.

Para el caso de menor caudal de agua (Figura 2a), el despojo desde el contacto 8 igual muestra un aumento repentino en la presión parcial del aguan indicando que éste no es la selección óptima. El perfil de la presión parcial del agua es aligerada para el contacto 7, indicando que ésta si presenta la mejor ubicación para este gasto.

Para el caso de mayor caudal de agua (Figura 2b), el plato de desojo 7 indica un aumento similar de la presión parcial de agua indicando que el contacto 7 no es el óptimo. El perfil de la presión parcial del agua es lisa para el contacto 8, indicando que éste es la ubicación óptima para el caso de este caudal. Analizando estas dos figuras indica que la presión parcial del agua es una herramienta útil para identificar la ubicación óptima del contacto de despojo lateral de agua.

 

 

De manera similar, las Figuras 3a, y 3b presentan el perfil de temperatura para las dos corrientes de agua de 1200 y 1500 lbmol/d (545 y 681 kmol/d), respectivamente. Ambas figuras indican este perfil para las posiciones de contacto nos. 7 y 8. En estas figuras, se nota un aumento sustancial para el caso de la columna sin despojo de agua. Estos picos no son de la magnitud de los presentados para el caso de las presiones parciales.

En el caso del menor caudal de agua (Figura 3a), el contacto de despojo en la no. 8 no es la selección óptima. Se ve que el perfil se normaliza aplicando la posición 7 de despojo como la óptima para este caudal de agua.

Para el caso del mayor caudal (Figura 3b), el contacto 7 de despojo sigue indicando un aumento precipitoso menor en la temperatura de la columna indicando que ésta no es la selección óptima. La temperatura de la columna es menos pronunciada en la posición 8 de despojo indicando ésta como la indicada para el caudal en cuestión. El análisis de estas dos figuras indica que el perfil de temperatura en la columna es igual una herramienta útil para la ubicación de la posición óptima de la bandeja de despojo lateral de agua. Estas cuatro figuras también confirman las ubicaciones de estos contactos reportados en el previo del mes de Abril.

 

 

Resultados de la Simulación – Impacto de la Temperatura del Condensado no Tratado

Normalmente, un separador tri-fásico aguas arriba como mostrado en la Figura 1 , es usado para la remoción del gas ligero y el agua libre, así mermando las cargas térmicas del re-hervidor, condensador, e intercambiador de calor (IC-HEX) , y minimizando la potencia de la bomba de reflujo. Un separador correctamente diseñado puede eliminar el requerimiento de un plato de contacto para el despojo lateral de agua.

Para investigar el impacto de la temperatura sobre el rendimiento de la columna, este previo efectuó una simulación de las temperaturas de la corriente de entrada entre 70 hasta 120 °F, (21 hasta 49°C), con incrementos de 10 °F, ( 5.5 °C). Las Tablas 3a, y 3b presentan los resultados de esta simulación.

 

 

La Tabla 3a y la Figura 4 indican claramente que mientras aumenta la temperatura de la entrada, el agua disuelta en el condensado no estabilizado aumenta. La mayoría de ésta sale de la columna con los gases ligeros desde el tope de la unidad, y una pequeña cantidad se despoja con el condensado en el fondo. Ninguna cantidad de agua sale del contacto de despojo lateral. Con la excepción de la temperatura alta (120 °F – 48.9 ᴼC) ninguna cantidad de agua se despoja de la columna por el drenaje de la misma en el tope de la unidad.

Las Figuras 5 al 7 presentan el impacto de la temperatura de entrada sobre la Presión de Vapor Reid (RVP) el condensado estabilizado, cargas térmicas del intercmabio de calor, y requeriminetos en la potencia de bombeo.

 

 

 

 

Con la excepción de la carga térmica del intercambiador de calor (IC – HEX ), en todos los casos el incremento en la temperatura de la corriente de entrada aumenta el RVP del condensado estabilizado, las cargas térmicas del re-hervidor y condensador, y potencia de bombeo requerida.

 

Conclusiones:

Los resultados de simulación para los casos en estudio han demostrado la efectividad del despojo lateral de agua más la importancia de la colocación de éste dentro de la columna. Basado en los resultados obtenidos, este previo arroja las siguientes observaciones:

1. El perfil de la presión parcial del agua dentro de la columna es una excelente herramienta para determinar la colocación óptima para el contacto de despojo de agua.
2. El perfil de temperatura dentro de la columna igual proporciona una guía para la colocación óptima de la citada bandeja de despojo de agua.
3. El previo del mes pasado ha demostrado la ubicación del contacto de remoción lateral de agua maximizando ésta acción y minimizando las cargas térmicas del re-hervidor, y condensador. Este previo confirma las ubicaciones citadas de estos despojos laterales mediante una representación gráfica de los perfiles de las presiones parciales del agua y temperaturas dentro de la columna. .
4. La instalación apropiada de un separador de agua (unidad tri-fásica) minimiza el gasto de la corriente de agua de entrada hacia la unidad estabilizadora. Esto asegura una operación de mayor facilidad/menos problemática y con menor costo en las utilidades (cargas del re-hervidor y condensador, y potencia de bombeo).
5. La instalación apropiada de un separador de agua (unidad tri-fásica) también podrá eliminar la necesidad de la instalación del contacto para el despojo lateral de agua en la columna. En este caso la mayoría del agua se despoja con los gases ligeros del tope de la columna. Solo mínimas cantidades de agua se despoja con el condensado estabilizado del fondo de la columna.
6. Mientras que la temperatura de la alimentación aumenta, el agua disuelta en el condensado crudo igual aumenta. Éste incremento en gasto aumenta las cargas térmicas del re-hervidor, y condensador, más la potencia de bombeo y RVP del condensado estabilizado. Éste es un punto importante en el dimensionamiento de los equipos y flexibilidad en la operación.
7. Mientras aumenta la temperatura de la alimentación, la carga térmica del intercambiador de calor (IC) disminuye.

La parte 3 del previo (seguimiento del presente), investigará el rendimiento de un estabilizador sin reflujo.

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. Soave, G., Chem. Eng. Sci. 27, 1197-1203, 1972.
3. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2016.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales le sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Advanced Applications in Gas Processing), PF81 (CO₂ Surface Facilities), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

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

Este previo investigará los beneficios disponibles al tener una corriente de extracción de agua un estabilizador de condensados. Se aplicará un conjunto de programas de simulación (software) para reproducir el rendimiento de de un estabilizador en operación. De manera de reconocer el estado no – ideal del agua, el previo efectuará cómputos tri – fásicos (vapor, líquido, hidrocarburos, y fase acuosa) en los platos contactores con flujos en exceso de agua. Específicamente, se analizará el impacto de las corriente de agua en la corriente de condensados no – tratada sobre la carga térmica del re-hervidor y condensador. También se realizará un estudio sobre la extracción de agua por un plato-lateral, y la ubicación óptima de éste dentro de la columna. Para el caso en estudio, el previo determinará la colocación óptima del plato lateral maximizando la extracción de agua de este contacto, y minimizando las cargas térmicas del re-hervidor, y condensador.

Si las condiciones del equilibrio vapor – líquido en la torre de destilación permiten el acceso de agua a la columna con la corriente alimentadora despojarse con el producto de fondo o el producto destilado del tope, no se requieren previsiones especiales para remover el agua del fraccionador. Una excepción clave acá es la probabilidad de agua libre que acompañe la corriente de entrada por fallas en el separador tri-fásico aguas arriba. Si el producto destilado es un líquido y el agua es condensada conjuntamente con éste y las corrientes de reflujo, entonces el acumulador del tope puede ser configurado como un separador tri-fásico.

Una situación más dificultosa existe si el agua se condensa dentro de la torre por cuanto la temperatura de arriba es demasiado fría, y la del fondo muy elevada para permitir el despojo del agua de la columna en las corrientes de producción. El ejemplo más común de esta instancia se ven en un estabilizador de condensados.

La acumulación de agua libre puede reducir la capacidad, y, dependiendo de la composición del fluido, promover la corrosión. Eventualmente ésta acumulación de agua causará la inundación de la torre, y la interrupción en las operaciones en la columna resulta con el despojo de agua del sistema. Una vez que el agua se haya despojado de la columna, la operación serena volverá hasta que el ciclo nocivo se repita, y la acumulación de agua una vez más produce el escenario de inundación. El tiempo entre estos ciclos puede ocurrir entre un lapso entre horas hasta semanas dependiendo de la cantidad del agua introducida al estabilizador.

Una solución a esta acumulación de agua es la de proveer una bandeja de extracción de agua entre los platos en donde se estima ésta pueda condensarse. La Figura 1 [1] es un ejemplo de esta extracción de una torre de destilación. La bandeja de extracción de agua no es dimensionada para proveer buena separación entre el agua y el hidrocarburo líquido, de manera que el agua de despojo se direcciona hacia un separador adecuadamente formulado para esta separación líquido – líquido implantando procesamiento adicional, y el hidrocarburo se direcciona hacia la columna de destilación [2].

 

Caso en Estudio:

La Tabla 1 presenta la composición (% molar) de la mezcla del condensado no-tratado. Esta Tabla igual presenta las propiedades de las fracciones pesadas (F-1/F-6) requeridas (Peso Molecular, Gravedad Específica, y Punto Mediano Volumétrico de Ebullición) más las condiciones de la corriente de alimentación.

 

La Figura 2 presenta un diagrama de flujo de procesos para el presente caso en estudio. El previo ha utilizado el mezclador de entrada para variar el caudal de agua de entrada solo para los efectos de la simulación. El uso del intercambiador (HEX – INT) disminuirá las cargas térmicas del re-hervidor, condensador. La Tabla 2 presenta las propiedades de la columna estabilizadora. Nótese la diferencia entre el despojo de agua dentro de la columna y el drenaje del tambor de reflujo V-4.

 

 

Basado en la información de las Tablas 1, y 2, el diagrama de flujo de procesos de la Figura 2, este previo ha logrado la simulación aplicando la Ecuación de Estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) [3] del conjunto electrónico de programación (software) Promax [4].

 

Resultados de la Simulación:

La Figura 3 presenta los resultados para el caso base sin la bandeja de despojo. El flujo total de agua en la coordenada – x representa la suma de los caudales de agua en el vapor, líquido liviano (básicamente hidrocarburos), y la fase de fracciones pesadas (casi todas agua) en cualquier nivel de contacto dentro de la columna. La corriente de entrada del agua varía entre 9440 a 1500 lbmol/d (427 a 1500 kmol/d). Si el caudal de agua es menor que los 940 lbmol/d (427 kmol/d) ninguna fase de líquido pesado (acuosa) es formada dentro de la columna y el despojo lateral de agua es igual a cero. La Figura 3 indica que si la corriente de agua es mayor que 1200 lbmol/d (545 kmol/d), la posición de la cantidad máxima de agua se ubica de la bandeja 11 hacia la 18. En una planta actual, una unidad de despojo de agua (FWKO) (separador tri-fásico) agua arriba al estabilizador remueve el exceso de agua para minimizar los requerimientos de calor. El gasto de agua mayor a los 1200 lbmol/d (545kmol/d) a la estabilizadora no es realista, y mostrado acá solo para los efectos de demostración.

En adición al caso base, el previo ha simulado dos escenarios con corrientes laterales de extracción de agua ubicadas en los contactos 7 u 8. La Tabla 3 presenta un resumen de estos resultados de simulación pppara el caso base, más los dos casos con extracción lateral. Para el caso base sin la extracción de agua, a un caudal alto de agua, una parte de ésta se despja con el condensado estbilizado (C₅⁺).

 

 

 

La Figura 4a indica que la presencia del contacto lateral en la posición 7 desplaza el flujo máximo de agua de la no. 10 (Figura 3) a la 6 para los caudales menores, y de la 18 (Figura 3) a la 10 para los gastos mayores, respectivamente. Las Figuras 4a y 4b también indica que la extracción lateral en el contacto no. 7 remueve el agua efectivamente a caudales menores.Com se muestra en al Tabla 3, a un caudal mayor de agua, las cargas térmicas del re-hervidor y condensador disminuyen considerablemente comparado con el caso base, La Tabla 3 también indica que la carga del INT CAL (intercambiador de corriente de fondo – HEX) se mantiene constante para los tres caso en estudio por cuanto no se presentó cambio en los flujos y temperaturas.

 

 

 

De manera de poder maximizar la remoción del agua para los caudales mayores, el previo desplazó este contacto de la no. 7 a la 8. La Tabla 3 indica claramente que el despojo del agua a la no. 7 resulta en mayor recuperación de porcentaje de agua para los caudales menores hasta 1200 lbmol/d (545 kmol/d), y el despojo en el contacto 8 arroja mayor recuperación de agua a mayores caudales. La Figura 5 presenta el perfil del gasto total de agua dentro de la torre con despojo en el contacto 8 como función del gasto de agua de alimentación. Esta figura demuestra la efectividad de la corriente lateral de despojo de agua.

 

La Figura 6 presenta el porcentaje de recuperación del agua de alimentación como función del gasto de ésta para los tres casos en estudio. Para el caso base sin extracción lateral un volumen de agua de exceso se despoja de la unidad con la corriente C₅⁺. Para este caso, el exceso de agua igual incurre en aumentos en las cargas térmicas del re-hervidor, y el condensador. Estos aumentos son indicios del tráfico interno de vapor requerido para despojar el vapor de agua de la torre.

Igual a las Figuras 7 , y 8, la Figura 6 también indica la efectividad de la extracción lateral de agua, más el impacto de su ubicación en la torre.

 

 

Conclusiones:

La simulación resultante para los tres casos analizados demostró la efectividad de la ubicación de la corriente de extracción lateral de la columna. Basado en los resultados obtenidos, este previo arroja las siguientes observaciones.

• Los simuladores Comerciales asimilando algoritmos especiales de convergencia, más paquete termodinámicos son capaces de predecir la presencia de las dos fases dentro de la columna de destilación. Los cómputos presentan dificultad para su convergencia, y es difícil determinar la ubicación exacta de la fase líquida de agua. De manera que es recomendable instalar una bandeja de extracción de agua en dos o tres etapas de contacto cercanas a la bandeja (contacto) pronosticado por el simulador..

• Instalar los separadores de agua libre (separador tri-fásico) para minimizar el caudal de agua dirigido a la columna estabilizadora. Esto asegura una operación de mayor facilidad/menor problema operacional con menos costo de las utilidades (cargas térmicas del re-hervidor y condensador).

• Remoción lateral de agua remueve el agua/fase acuosa efectivamente y reduce las cargas térmicas del re-hervidor, y condensador.

• La ubicación óptima de la extracción lateral depende del caudal de influjo de agua.

• Este previo ha determinado la ubicación óptima de la bandeja de extracción del agua maximizando su gasto de despojo y minimizando las cargas térmicas del re-hervidor y condensador..

• La extracción lateral de agua no tiene impacto sobre el intercambio de calor aguas arriba al estabilizador.

 

 

 

 

 

• Como se muestra en la Tabla 3, las cargas térmicas para los tres casos en el condensador de reflujo del tope de la torre son 14.67, 9.00, y 8.49 MMBtu/hr (4.4, 2.64, y 2.49 MW), respectivamente. Como, fundamentalmente, a un caudal fijo en el tope de la torre (destillado), se fijan la presión, temperatura, y contenido de agua. De manera un caudal incrementado del tope se requiere pata transportar el agua en fase de vapor fuera de la columna a ser condensada en el tambor de reflujo, a ser removida. Este valor incrementado en el tope indica una carga térmica incrementada. Igual implica conmensurable aumento de carga en el re-hervidor. Con mucha agua irrigando la torre puede ser que las dimensiones del condensador y re-hervidor no cumplan con los requerimientos de lo requerido.

 

La Parte 2 (lo seguido de este previo) investigará la variación de la presión parcial del agua a través de la columna y los cambios en las variables de operación.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, le sugermiso su asistencia a nustras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Advanced Applications in Gas Processing), PF81 (CO₂ Surface Facilities), and PF4 (Oil Production and Processing Facilities),

PetroSkills ofrece sus servicios y experiencia en la consultoría sobre este temas y varios adicionales. Para obtener mayor información sobre estos servicios, visite nuestra dirección en la red al   http://petroskills.com/consulting,  o nos envían correo a consulting@PetroSkills.com.

 

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. Lieberman, N. P.; “Troubleshooting Process Operation – 13,” Oil and Gas Journal, p. 100– 102, Feb 16, 1981.

1. Soave, G., Chem. Eng. Sci. 27, 1197-1203, 1972.

1. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2016.

Los Previos del Mes (PDM) de Diciembre 2012 [1] y Enero 2016 [2] trataron el comportamiento de fases de unas mezclas del gas natural contenientes de alto contenido de Sulfuro de Hidrógeno, dióxido de carbono, o nitrógeno. Específicamente, fue mostrado que el nitrógeno y dióxido de carbono inhiben levemente la formación de los hidratos mientras que el sulfuro de hidrógeno aúpa esta condición considerablemente. Este previo extenderá estos previos estudios sobre el fenómeno de equilibrio fásico durante la formación de hidratos. Específicamente, se estudiará el impacto de los hidrocarburos liviano (ligeros) sobre esta formación de los hidratos en una mezcla de gases naturales.

La temperatura de formación de hidratos de un gas depende de la presión y composición. Existen varios métodos para el cómputo de las condiciones de ésta formación en los gases [3-6]. Las referencias [3-4] presentan métodos rigorosos mientras que [5-6] arrojan métodos recortados aceptables para los cómputos a mano. Este estudio aplica un método rigoroso empleando la ecuación de estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) [7] en el “software” ProMax [8].

La Tabla 1 presenta la composición (mol%) de los gases en estudio. Nótese para los gases no-hidrocarburos ( gases B, C, y D) como un 18 %molar del metano es reemplazado con un 20 %molar de una selección nitrógeno, dióxido de carbono, o sulfuro de hidrógeno. Estas composiciones son para una corriente de gas despojada de un separador a 100 °F y 1000 lpca (37.8 °C y 6900 kPaa) saturado con agua.

 

 

La Figura 1 presenta el valor calculado para la formación de hidratos mas la región del punto de rocío en la envolvente (curvas continuas) para un gas natural dulce ( gas E de la Tabla 1) conteniendo 0 %molar de C₂H₆. La Figura igual presenta el punto de rocío y formación de hidratos (curvas intermitentes) para el gas F de la Tabla 1 conteniendo 17.8 %molar del C₂H₆.

 

 

La Figura 1 indica que la presencia de 17.8 % molar de  C₂H₆ imparta efecto despreciable sobre la curva de formación de hidratos. Nótese que los puntos de la izquierda presenta la región de formación de los hidratos. Desde un punto de vista operacional, esta región debe ser evitada. La Figura también indica que la presencia del C₂H₆ disminuyen la cricondenbara, y la cricondenterma; de manera que la región bi-fásica (gas + líquido) dentro de la envolvente se encoje.

La Figura 2 presenta la formación de los hidratos y la porción del punto de rocío de la envolvente (curvas continuas) para un gas natural dulce (Gas G de la Tabla 1) conteniendo 0 % molar de C₃H₈. La Figura igual presenta el punto de rocío y curva de formación de hidratos (curvas intermitentes) para el Gas H de la Tabla 1 conteniendo 12.7 mol % C₃H₈. La Figura 2 muestra que la presencia de 12.7 mol % C₃H₈ desplaza la curva de formación de hidratos hacia la derecha promoviendo las condiciones de formación de éstos. Esta Figura igual indica que la presencia de C₃H₈ disminuye la cricondenbara mientras que la cricondenterma muestra poco impacto; la región de dos fases (gas – líquido) dentro de la envolvente se encoje.

De manera similar, la Figura 3 presenta el impacto de los 12.7 % molar de iC₄H₁₀ sobre el punto de rocío y curva de hidratos para los gases I mas J de la Tabla 1. Esta figura indica que el iC₄H₁₀ como el C₃H₈ es un promotor de los hidratos y desplaza la curva hacia la derecha.

 

 

Similarmente, la Figura 4 presetna el impacto de 11.4 % molar de nC₄H₁₀ sobre el punto de rocío y curva de formación de hidratos para los gases K, y L de la Tabla 1. Esta figura indica que contrario al iC₄H₁₀, el nC₄H₁₀ es un inhibidor de los hidratos y desplaza la curva hacia la izquierda. Ambos compuestos iC₄H₁₀ and nC₄H₁₀ disminuyen la cricondenterma y aumentan la cricondenbara.

 

La Figura 5 presenta un resumen de las curvas de formación de hidratos para el gas dulce A de la

Tabla 1 (Curva continua). Y los gases B (20 % molar H₂S), gas C (20 % molar CO₂), gas D (20 % molar N₂), gas F (17.8 % molar C₂H₆), gas H (12.7 % molar C₃H₈), gas J (12.7 % molar iC₄H₁₀), gas L (11.4 % molar C₄H₁₀) (Curvas intermitentes).

Para los casos en estudio, esta figura indica claramente que el impacto del N₂ es mucho menor que el de H₂S y levemente menor que el CO₂. Nitrógeno, el Dióxido de Carbono y el nC₄H₁₀ , deprimen las condiciones de hidratación (desplazan la curva hacia la izquierda).

Entre estos tres componentes, el nC₄H₁₀ imparte mayor efecto de depresión aun cuando su % molar es menor. Mientras el C₂H₆ imparte el mismo efecto que el CH₄ sobre las condiciones de hidratación (ningún desplazamiento en la curva de formación), C₃H₈, iC₄H₁₀, y el H₂S aúpan la formación de éstos. Entre los citados que aumentan el ambiente de formación de hidratos el H₂S posee la mayor contribución aun cuando solo por 10 % molar. Nótese que el “Gas Dulce” se refiere al gas de la Tabla 1.

 

Conclusiones:

Todas las moléculas analizadas en este estudio son formadores de hidratos. Algunas aumentan la formación de hidratos del metano y otros la disminuyen. Katz y sus colaboradores [9] desarrollaron un juego de constantes de equilibrio vapor – sólido (K_v-s) aplicadas para la predicción de la hidratación. En el método Katz como descrito en la página 161 del Capítulo 6 de la Referencia [7] “nitrógeno es un formador de hidratos, y es probable que algo de nitrógeno permanezca en las enredadas de hidratos en sistemas típicos de producción del gas natural. Sin embargo, no es factor en la determinación de las condiciones de formación de hidratos al menos que las condiciones son de mezclas de nitrógeno con metano las cuales se presentan en lechos de producción de gases carboníferos. En estos casos la mezcla de N₂-CH₄ exhibirá menor temperatura de hidratación que el metano puro. Como interpretación práctica la aplicación del K_v-s = (infinito) para el nitrógeno arroja resultados satisfactorios para las mezclas de los gases naturales.

Este estudio ha demostrado que mientras el C₂H₆ posee el mismo impacto que el CH₄; N₂, CO₂, nC₄H₁₀ arrojan efectos opuestos sobre la formación de los hidratos de un gas dulce en comparación con los gases ligeros de hidrocarburos de C₃H₈, iC₄H₁₀, and H₂S. Mientras que el impacto del N₂, CO₂, y nC₄H₁₀ es ligera en la misma dirección el C₃H₈, iC₄H₁₀, y H₂S poseen impacto considerable sobre las condiciones de formación de los hidratos. Para la composición y condición estudiada (Tabla 1), N₂, nC₄H₁₀, y el CO₂   reducen ligeramente la formación de hidratos (desplaza la curva de hidratación hacia la izquierda) mientras que C₃H₈, iC₄H₁₀, y H₂S la desplazan hacia la derecha considerablemente, promoviendo las condiciones de formación de los hidratos, y puede incurrir en severos problemas operacionales. La Tabla 1 igual indica que el contenido de agua pronosticado para los gases dulces (Gases A, y D hasta el L) es prácticamente independiente de la composición del gas. Estos resultados no están acorde en completo con las curvas presentadas indicadas por el método Trekell-Campbell [5], el cual muestra la contribución de cada uno de estos componentes contra la curva de formación de hidratos del metano puro.

 

Para informare sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nuestras sesiones G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Advanced Applications in Gas Processing), P81 (CO₂ Surface Facilities), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

 

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

 

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

Reference:

1. Moshfeghian, M.,http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2012/12/sour-gas-hydrate-formation-phase-behavior/
2. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2016/01/what-is-the-impact-of-nitrogen-on-the-natural-gas-hydrate-formation-conditions/
3. Parrish, W.R., and J.M. Prausnitz, “Dissociation pressures of gas hydrates formed by gas mixtures,” Ind. Eng. Chem.Proc. Dev. 11: 26, 1972.
4. Holder, G. D., Gorbin, G. and Papadopoulo, K.D, “Thermodynamic and molecular properties of gas hydrates from mixtures containing methane. argon, and krypton,” Ind. Eng.Chem. Fund. 19(3): 282, 1980.
5. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 1: The Basic Principles, 9^th Edition, 2^nd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
6. Gas Processors Suppliers Association; “ENGINEERING DATA BOOK” 13^th Edition – FPS; Tulsa, Oklahoma, USA, 2012.

1. G. Soave, Chem. Eng. Sci. 27, 1197-1203, 1972.

1. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2015.

Carson, D. B. and D. L. Katz, Trans. AIME, Vol. 146, p. 150, 1942.

Los Previos del Mes (PDM) de Diciembre 2012 [1] y Enero 2016 [2] trataron el comportamiento de fases de unas mezclas del gas natural contenientes de alto contenido de Sulfuro de Hidrógeno, dióxido de carbono, o nitrógeno. Específicamente, fue mostrado que el nitrógeno y dióxido de carbono inhiben levemente la formación de los hidratos mientras que el sulfuro de hidrógeno aúpa esta condición considerablemente. Este previo extenderá estos previos estudios sobre el fenómeno de equilibrio fásico durante la formación de hidratos. Específicamente, se estudiará el impacto de los hidrocarburos liviano (ligeros) sobre esta formación de los hidratos en una mezcla de gases naturales.

La temperatura de formación de hidratos de un gas depende de la presión y composición. Existen varios métodos para el cómputo de las condiciones de ésta formación en los gases [3-6]. Las referencias [3-4] presentan métodos rigorosos mientras que [5-6] arrojan métodos recortados aceptables para los cómputos a mano. Este estudio aplica un método rigoroso empleando la ecuación de estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) [7] en el “software” ProMax [8].

La Tabla 1 presenta la composición (mol%) de los gases en estudio. Nótese para los gases no-hidrocarburos (gases B, C, y D) como un 18 %molar del metano es reemplazado con un 20 %molar de una selección nitrógeno, dióxido de carbono, o sulfuro de hidrógeno. Estas composiciones son para una corriente de gas despojada de un separador a 100 °F y 1000 lpca (37.8 °C y 6900 kPaa) saturado con agua.

 

Tabla 1. Composiciones (%molar) de los gases saturados con agua en estudio

 

La Figura 1 presenta el valor calculado para la formación de hidratos mas la región del punto de rocío en la envolvente (curvas continuas) para un gas natural dulce ( gas E de la Tabla 1) conteniendo 0 %molar de C₂H₆. La Figura igual presenta el punto de rocío y formación de hidratos (curvas intermitentes) para el gas F de la Tabla 1 conteniendo 17.8 %molar del C₂H₆.

 

Figura 1. El impacto del C₂H₆ sobre el punto de rocío del hidrocarburo y curva de formación de hidratos

 

La Figura 1 indica que la presencia de 17.8 % molar de C₂H₆ imparta efecto despreciable sobre la curva de formación de hidratos. Nótese que los puntos de la izquierda presenta la región de formación de los hidratos. Desde un punto de vista operacional, esta región debe ser evitada. La Figura también indica que la presencia del C₂H₆ disminuyen la cricondenbara, y la cricondenterma; de manera que la región bi-fásica (gas + líquido) dentro de la envolvente se encoje.

La Figura 2 presenta la formación de los hidratos y la porción del punto de rocío de la envolvente (curvas continuas) para un gas natural dulce (Gas G de la Tabla 1) conteniendo 0 % molar de C₃H₈. La Figura igual presenta el punto de rocío y curva de formación de hidratos (curvas intermitentes) para el Gas H de la Tabla 1 conteniendo 12.7 mol % C₃H₈. La Figura 2 muestra que la presencia de 12.7 mol % C₃H₈ desplaza la curva de formación de hidratos hacia la derecha promoviendo las condiciones de formación de éstos. Esta Figura igual indica que la presencia de C₃H₈ disminuye la cricondenbara mientras que la cricondenterma muestra poco impacto; la región de dos fases (gas – líquido) dentro de la envolvente se encoje.                    

De manera similar, la Figura 3 presenta el impacto de los 12.7 % molar de iC₄H₁₀ sobre el punto de rocío y curva de hidratos para los gases I mas J de la Tabla 1. Esta figura indica que el iC₄H₁₀ como el C₃H₈ es un promotor de los hidratos y desplaza la curva hacia la derecha.

 

Figura 2. Impacto del C₃H₈ sobre el punto de rocío de los hidrocarburos y curvas de formación de hidratos.

 

Figura 3. Impacto del iC₄H₁₀ sobre el punto de rocío de los hidrocarburos y curvas de formación de hidratos.

 

Similarmente, la Figura 4 presetna el impacto de 11.4 % molar de nC₄H₁₀ sobre el punto de rocío y curva de formación de hidratos para los gases K, y L de la Tabla 1. Esta figura indica que contrario al iC₄H₁₀, el nC₄H₁₀ es un inhibidor de los hidratos y desplaza la curva hacia la izquierda. Ambos compuestos iC₄H₁₀ and nC₄H₁₀ disminuyen la cricondenterma y aumentan la cricondenbara.

 

Figura 4. Impacto del nC₄H₁₀ sobre el punto de rocío de los hidrocarburos y curvas de formación de hidratos.

 

La Figura 5 presenta un resumen de las curvas de formación de hidratos para el gas dulce A de la Tabla 1 (Curva continua). Y los gases B (20 % molar H₂S), gas C (20 % molar CO₂), gas D (20 % molar N₂), gas F (17.8 % molar C₂H₆), gas H (12.7 % molar C₃H₈), gas J (12.7 % molar iC₄H₁₀), gas L (11.4 % molar C₄H₁₀) (Curvas intermitentes).

Para los casos en estudio, esta figura indica claramente que el impacto del N₂ es mucho menor que el de H₂S y levemente menor que el CO₂. Nitrógeno, el Dióxido de Carbono y el nC₄H₁₀ , deprimen las condiciones de hidratación (desplazan la curva hacia la izquierda).

Entre estos tres componentes, el nC₄H₁₀ imparte mayor efecto de depresión aun cuando su % molar es menor. Mientras el C₂H₆ imparte el mismo efecto que el CH₄ sobre las condiciones de hidratación (ningún desplazamiento en la curva de formación), C₃H₈, iC₄H₁₀, y el H₂S aúpan la formación de éstos. Entre los citados que aumentan el ambiente de formación de hidratos el H₂S posee la mayor contribución aun cuando solo por 10 % molar. Nótese que el “Gas Dulce” se refiere al gas de la Tabla 1.

 

Figura 5. El impacto del nitrógeno, gases ácidos y gas de hidrocarburos ligeros sobre la curva de formación de hidratos

 

Conclusiones:

Todas las moléculas analizadas en este estudio son formadores de hidratos. Algunas aumentan la formación de hidratos del metano y otros la disminuyen. Katz y sus colaboradores [9] desarrollaron un juego de constantes de equilibrio vapor – sólido (K_v-s) aplicadas para la predicción de la hidratación. En el método Katz como descrito en la página 161 del Capítulo 6 de la Referencia [7] “nitrógeno es un formador de hidratos, y es probable que algo de nitrógeno permanezca en las enredadas de hidratos en sistemas típicos de producción del gas natural. Sin embargo, no es factor en la determinación de las condiciones de formación de hidratos al menos que las condiciones son de mezclas de nitrógeno con metano las cuales se presentan en lechos de producción de gases carboníferos. En estos casos la mezcla de N₂-CH₄ exhibirá menor temperatura de hidratación que el metano puro. Como interpretación práctica la aplicación del K_v-s = (infinito) para el nitrógeno arroja resultados satisfactorios para las mezclas de los gases naturales.

Este estudio ha demostrado que mientras el C₂H₆ posee el mismo impacto que el CH₄; N₂, CO₂, nC₄H₁₀ arrojan efectos opuestos sobre la formación de los hidratos de un gas dulce en comparación con los gases ligeros de hidrocarburos de C₃H₈, iC₄H₁₀, and H₂S. Mientras que el impacto del N₂, CO₂, y nC₄H₁₀ es ligera en la misma dirección el C₃H₈, iC₄H₁₀, y H₂S poseen impacto considerable sobre las condiciones de formación de los hidratos. Para la composición y condición estudiada (Tabla 1), N₂, nC₄H₁₀, y el CO₂   reducen ligeramente la formación de hidratos (desplaza la curva de hidratación hacia la izquierda) mientras que C₃H₈, iC₄H₁₀, y H₂S la desplazan hacia la derecha considerablemente, promoviendo las condiciones de formación de los hidratos, y puede incurrir en severos problemas operacionales. La Tabla 1 igual indica que el contenido de agua pronosticado para los gases dulces (Gases A, y D hasta el L) es prácticamente independiente de la composición del gas. Estos resultados no están acorde en completo con las curvas presentadas indicadas por el método Trekell-Campbell [5], el cual muestra la contribución de cada uno de estos componentes contra la curva de formación de hidratos del metano puro.

Para informare sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nuestras sesiones G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Advanced Applications in Gas Processing), P81 (CO₂ Surface Facilities), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

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

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

Reference:

1. Moshfeghian, M.,http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2012/12/sour-gas-hydrate-formation-phase-behavior/
2. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2016/01/what-is-the-impact-of-nitrogen-on-the-natural-gas-hydrate-formation-conditions/
3. Parrish, W.R., and J.M. Prausnitz, “Dissociation pressures of gas hydrates formed by gas mixtures,” Ind. Eng. Chem.Proc. Dev. 11: 26, 1972.
4. Holder, G. D., Gorbin, G. and Papadopoulo, K.D, “Thermodynamic and molecular properties of gas hydrates from mixtures containing methane. argon, and krypton,” Ind. Eng.Chem. Fund. 19(3): 282, 1980.
5. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 1: The Basic Principles, 9^th Edition, 2^nd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
6. Gas Processors Suppliers Association; “ENGINEERING DATA BOOK” 13^th Edition – FPS; Tulsa, Oklahoma, USA, 2012.

1. G. Soave, Chem. Eng. Sci. 27, 1197-1203, 1972.

1. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2015.
2. Carson, D. B. and D. L. Katz, Trans. AIME, Vol. 146, p. 150, 1942.

Mediciones acertadas y predicciones para las presiones de vapor de los Crudos y productos de los Líquidos del Gas Natural (LGN) son de importancia para su transporte y almacenamiento seguro, transferencia de custodio, minimizando las pérdidas de vaporización, y protección ambiental. Las especificaciones para la presión de vapor típicamente se estipulan en términos de la Presión de Vapor Reid  (RVP/PVR) y/o la Presión de Vapor Actual (TVP/PVA). En adición a los procedimientos estándar para estas mediciones, existen métodos rigorosos y ajustados para su cómputo y conversión.

Existen figuras y monografías para la conversión de la PVR a la PVA para un LGN y crudos a una temperatura especificada. Este previo presentará un correlación sencilla para lograr esta conversión entre la PVR a la PVA, y viceversa a una temperatura especificada. Las correlaciones son fáciles en su aplicación para los cómputos manuales, así como para los de hojas de cómputo. Figuras aplicando estas correlaciones serán también presentadas.

El Capítulo 5 de la referencia [1] presenta una excelente sobrevista del PVA, y al PVR incluyendo sus definiciones, procedimientos estándar para sus mediciones y diagramas para sus conversiones. Los dos párrafos previos son extraídos de la referencia [1] con revisiones menores.

La PVA es la presión de vapor actual de un producto líquido a una temperatura especificada, y es medida en un cilindro de muestra. Las especificaciones PVA deben siempre ser referenciadas a una temperatura, la cual frecuentemente se ubica entre 30-50°C (86-122°F). La PVA es difícil de medir y es dependiente de la relación entre el vapor a líquido, V/L,  en la bombona (cilindro). Si  V/L = 0, la presión de vapor es esencialmente igual a la presión de burbuja de la muestra, la cual es el mayor valor de la presión de vapor para el líquido. Mientras que V/L aumenta, e.i. pequeñas cantidades de vapor existen en el punto de medición, la presión de vapor medida se ve reducida. La relación entre la PVA medida y el V/L depende de la composición de la mezcla. Para mezclas de componentes “casi puros”, V/L imparte poco efecto sobre la presión de vapor medida. Para las mezclas con amplios rangos en las composiciones, tales como los crudos, o los condensados, el impacto del V/L sobre la presión medida puede ser significativo (Ver ASTM D6377-10 para los detalles). La referencia [1] presenta lista las Bases aplicados para las mediciones de la PVA.

Debido a la dificultad en las acertadas mediciones de la PVA, un método alterno para lograr ésta es aplicado con frecuencia. Éste es la medición de la RVP. La prueba estándar para la RVP se detalla en la ISO3007:1999, “Petroleum products and crude petroleum – Determination of vapour pressure – Reid method”.  Otro estándar que es aplicado al RVP es : ASTM D323-08, “Standard Test Method for Vapor Pressure of Petroleum Products (Reid Method). La prueba PVR es aplicable para los crudos, condensados, y productos del petróleo tales como las mezclas de gasolina (petrol). Una muestra del líquido se colecciona en la cámara inferior 20% (ver la Fig. 5.12 de la referencia [1]). La cámara de 80 %, la cual es repleta de aire (también puede contener pequeñas cantidades de vapor de agua) a presión atmosférica). Ambas cámaras son enfriadas a 0°C (32°F). La cámara de aire de  80% es luego conectada a la del líquido de 20%. La válvula de conexión entre las dos cámaras es abierta y el cilindro es calentado en un baño de agua a 37.8°C (100°F). La presión indicada en el manómetro es la PVR.

La referencia [1] presenta la Figura 5.14 para la conversión entre la PVR y la PVA para gasolinas de motor, y la gasolina natural (C₅⁺ LGN) a varias temperaturas. La Figura 5.15 de la referencia [1] es un nomograma que muestra la relación aproximada entre la PVR y la PVA para un crudo. Ésta es usada comúnmente para convertir la PVR a la PVA en puntos de transferencia de custodios donde la especificación para el crudo es la PVA, pero la medición efectuada es la PVR.

Vazquez-Esparragoza et. al. [2] presentan un algoritmo para el cómputo de la PVR si tener que realizar la prueba. Éste, se basa en un modelo de aire-y-agua libre, y aplica la ecuación de estado Soave-Redlich-Kwong [3] de la “Gas Processors Association” y asume que los volúmenes de gas y  agua son aditivos. Como los cómputos son iterativos, deben incorporarse en el procedimiento general de un simulador de procesos.  Vazquez-Esparragoza et. al. [2] reportaron buena coincidencia entre los valores medidos y los pronosticados.

Riazi et. al [4] presentaron una nueva correlación para la predicción de la PVR de gasolina y nafta basada en otra de la PVA. Los parámetros de alimentación para esta correlación son el punto de ebullición mediano, gravedad específica, temperatura crítica y presión crítica, donde éstas pueden ser aproximadas de los métodos que emplean la temperatura de ebullición, y la gravedad específica. Ellos evaluaron su correlación propuesta con data coleccionada de 50 muestras de gasolina tomadas de crudos  representativos de varias fuentes en el mundo  con rango de gravedad API de 41 hasta 87, y punto mediano de ebullición entre 43 hasta 221 °C (110 to 430 °F) y RVP de 0.7 hasta 115 kPa (0.1–17 lpc). El error ponderado de su correlación propuesta fue de unos 6 kPa (0.88 lpc) [4].

 Desarrollo del Modelo para Gasolina de Motores, y Gasolina Natural

 Para poder desarrollar las correlaciones deseadas en la conversión de las PVR  a la PVA y vice-versa de la gasolina de motores y la gasolina natural, este previo generó 127 puntos de data de la Figura 5.14 tomada de la referencia [1]. Esta data resumió los rangos completos de temperatura, las PVR, y PVA de la citada Figura.

PVR a PVA: Este previo aplicó esta data para determinar los parámetros de las ecuaciones 1 hasta 3. El API 2517 originalmente reportó las mismas formas de las ecuaciones para un crudo.

PVA a PVR: Similarmente este previo propone las siguientes ecuaciones para convertir la PVA a la PVR.

donde:

T         = Temperatura, °C (°F)

RVP    = Presión de Vapor Reid, kPa (lpc)

TVP    = Presión de Vapor Actual, kPaa (lpca)

Nótese que los valores de A₁, A₂, B₁, y B₂ son distintos para el conjunto de las dos ecuaciones. El valor de “C” es función de las unidades seleccionadas (SI vs. FPS) y es consistente.

La Tabla 1 presenta los valores optimizados de A₁, A₂, B₁, and B₂ , mas C para los tres juegos de data en FPS (Unidades Inglesas) pie-lib-seg. Mas SI (Sistema Internacional). La data consignada “TODO” incluye 127 puntos con cobertura de toda la información combinada de gasolina de motor, y la gasolina natural. El juego titulado “Gasolina de Motor”, y Gasolina Natural” cubren 76, y 51 puntos de información para las gasolinas de motor y la gasolina natural respectivamente.

La Tabla 1 igual presenta la el Porcentaje de Desviación Absoluta Ponderada (PDAP), más el Porcentaje de Desviación Absoluto Máximo (PDAM),   Desviación Absoluta Ponderada (DAP), y los números de puntos de data (PD) para cada juego de información. El análisis de error de la Tabla 1 indica que la certeza de la correlación propuesta es buena. Su confiabilidad es tan buena como la data generada de la Figura 5.14.

Tabla 1. Los parámetros optimizados para la gasolina de motor y la gasolina natural

¹AAPD           = Porcentaje de Desviación Absoluta Ponderada

²MAPD           = Porcentaje de Desviación Absoluta Máxima

³AAD              = Desviación Ponderada Absoluta

⁴NP                 = Número de Puntos de data (NP)

 Las Figuras 1a (SI), y 1b (FPS) presentan la información tabular (generada de la Figura 5.14 de la referencia [1]) en la forma de “leyendas”. Esta igual presenta la PVA pronosticada para la correlación propuesta (Ecuaciones 1 al 3 y los parámetros correspondientes alistados en la Tabla 1 como función de la temperatura y la PVR en la forma de “líneas continuas” y “líneas intermitentes” para las gasolinas de motor, la gasolina natural respectivamente.

Preparación del Modelo para Crudos

        Para desarrollar la correlación deseada de la conversión de la RVP de un crudo a su PVA y vice versa, este previo generó 196 puntos de la Figura 5.15 de la referencia [1] aplicando las correlaciones en el API 2517. Las ecuaciones del API 2517 son las mismas indicadas en las ecuaciones 1 al 3. Esta data reconoció los rangos completos de temperatura, PVR, y PVA de la Figura 5.15.

PVR a la PVA: La Tabla 2 presenta los parámetros A₁, A₂, B₁, B₂, y C para las Ecuaciones 1a, 2a, y 3a (T, °F, PVR, lpc y PVA, lpca) del API 2517 en FPS.

Tabla 2. Parámetros para el cómputo de la PVA del API 2517

(A ser aplicados con las ecuaciones 1a, 2a, y 3a)

Las Figuras 2a (SI) y 2b (FPS) presentan los valores de la PVA pronosticados de las ecuaciones 1a, 2a, y 3a, más los parámetros correspondientes alistados en la Tabla 2 como función de la temperatura y PVR de los crudos.

PVA a PVR: Para cubrir los rangos completos de la Figura 5.15 de la referencia [1], este previo propone las siguientes ecuaciones de conversión entre la PVA, y la PVR.

donde:

T         = Temperatura, °C (°F)

RVP    = Presión de Vapor Reid,  kPa (lpc)

TVP    = Presión de Vapor Actual,  kPaa (lpca)

       La Tabla 3 presenta los valores optimizados de A₁, A₂, A₃, B₁, B₂, B₃, y C para el cómputo de la  PVR en FPS y SI relacionadas con las ecuaciones propuestas 1c, hasta la 3c. La Tabla 3 igual presenta el Porcentaje de Desviación Absoluta Ponderada (PDAP), más el Porcentaje de Desviación Absoluta Máxima (PDAM), y los números de puntos.

Tabla 3. Los parámetros optimizados para la PVA de crudos convertida a la PVR

( a ser aplicada con las Ecuaciones 1c, 2c, & 3c)

¹AAPD  = Porcentaje de Desviación Absoluta Ponderada

²MAPD = Porcentaje de Desviación Absoluta Máxima

³AAD= Desviación Ponderada Absoluta

⁴NP   = Número de Puntos de data (NP)

Conclusiones:

Para convertir la PVR a la PVA de las gasolinas de motor y las gasolinas naturales, este previo ha presentado correlaciones similares las reportadas en el API 2517 para la PVR y PVA de los crudos. Este previo determinó los parámetros de correlación efectuando una regresión de la data disponible de varias fuentes disponibles. Estas correlaciones también fueron ampliadas para arrojar una correlación sencilla entre la PVR, y la PVA. Las Tablas 1,2, y 3 presentan los parámetros de correlación en unidades SI, y FPS. Las Tablas 1 y 3 indican la certeza de estas correlaciones propuestas contra la información obtenida de los diagramas. Las Tablas 1 y 3 muestran que la certeza de estas correlaciones es comparable con la calidad de la data en los diagramas originales y pueden ser aplicadas para la conversión de la PVR a la PVA o viceversa. Estas correlaciones son fácilmente adaptables en los cómputos manuales, o los de hojas de cálculo, y deben aplicarse para los propósitos de estimados. Para las mediciones más acertadas, los procedimientos detallados en el ASTM D 6377-10 y otras guías deben ser consultadas. Varias organizaciones trabajan actualmente en mejorar la certeza de la estimación de la PVA partiendo de la PVR y/o las técnicas detalladas en el “VPCR(x)  (ASTM D6377). En todas las instancias las Regulaciones y Leyes Federales y Estatales deben respetarse para velar sobre la seguridad y la protección ambiental.

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 (Advanced Applications in Gas Processing), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

PetroSkills ofrece su experiencia en la consultoría sobre ese tema y varios  casos adicionales. Para mayor información sobre estos servicios, vsite nuestra dirección en la red al  http://petroskills.com/consulting, o nos envían correo al  consulting@PetroSkills.com.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

References:

1. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 1: The Basic Principles, 9^th Edition, 2^nd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
2. Vazquez-Esparragoza, J.J., et al, “How to Estimate Reid Vapor Pressure (RVP) of Blends”, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2015.

3. Soave, Chem. Eng. Sci. 27, 1197-1203, 1972.
4. Riazi, M.R., Albahri, T.A. and Alqattan, A.H., “Prediction of Reid Vapor Pressure of Petroleum Fuels”, Petroleum Science and Technology, 23: 75–86, 2005.

El Previo del Mes (PDM) del 2012 [1] discutió el comportamiento de la fase de hidratos de los gases naturales agrios. Específicamente, se mostró que la presencia del Dióxido de Carbono inhibe la formación de éstos en forma leve, mientras que el Sulfuro de Hidrógeno aúpa la formación de los hidratos en forma considerable. Este previo extenderá el citado previo estudio sobre la formación de los hidratos en los gases naturales. Específicamente, estudiaremos el impacto del nitrógeno sobre la formación de los hidratos en una mezcla del gas natural.

La temperatura de formación de hidratos en un gas depende de la presión de composición del sistema. Existen varios métodos para el cómputo de las condiciones de formación de los hidratos [2-5]. Las referencias [2-3] presentan métodos rigorosos, mientras que los [4-5] revelan aquellos que logran cómputos resumidos, que simplifican los que efectúan manualmente. Este estudio aplica un método rigoroso aplicando la ecuación de estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) [6] en el conjunto de programas de computación “software” de  ProMax [7].

La Tabla 1 presenta las composiciones de los gases en el estudio. Nótese que en cada caso un promedio de 20 % del metano fue remplazado con la misma concentración de nitrógeno, dióxido de carbono, o sulfuro de hidrógeno (sulfhídrico).

Tabla 1. Composiciones de las mezclas de gas saturado con agua del estudio

La Figura 1 presenta la curva de formación de hidratos (curva intermitente), más la porción del punto de rocío de la envolvente del gas natural dulce (curva continua). La Figura 1 también presenta las curvas del punto de rocío y formación de hidratos del gas conteniendo 20 % molar de Nitrógeno (N₂).

La Figura 1 indica que la presencia de un 20 % molar de N₂, desplaza la curva de formación de hidratos levemente hacia la izquierda, así reduciendo la temperatura de formación de éstos. Nótese que los puntos la izquierda y por encima de las curvas de hidratación representan la región de formación de los hidratos. Desde un punto de vista operacional, esta región debe ser evitada. Esta figura igual indica que la presencia del N₂  aumenta la cricondenbara, y la región bi-fásica (gas + líquido) de la envolvente se expande.

La Figura 2 presenta los resultados calculados de las curvas de formación de hidratos para un gas dulce (curva continua) sin el N₂, los gases agrios conteniendo un 20 % molar de CO₂, o H₂S, y un gas dulce conteniendo un 20 % molar del N₂ (curvas intermitentes). Esta figura indica claramente que le impacto de N₂ es sustancialmente menor que el de H₂S, y levemente menor que el de CO₂. El Nitrógeno y el Dióxido de Carbono deprimen las condiciones de formación de hidratos (desplazan las curvas de éstas hacia la izquierda) pero el H₂S aúpa la formación de hidratos considerablemente. Como ejemplo, a 1000 lpca (6900 kPa), el N₂ reduce la formación de los hidratos de este gas dulce en unos  4.5˚F (2.5˚C), mientas que el CO₂  reduce ésta formación en unos 5.5˚F (3˚C), y el H₂S aumenta la misma en unos  20˚F (11.1˚C).

Conclusiones:

Katz y colaboradores [8] desarrollaron un juego de constantes de equilibrio (Kv-s) aplicables para las predicciones de los hidratos. En éste método Katz, descrito en la página 161 del Capítulo 6 referencia [6] “el nitrógeno es un formador de hidratos, y es probable que una presencia de éste gas puede presentarse en las estructuras reticulares de los hidratos relacionados con un sistema típico del gas natural. Sin embargo, no es factor en la determinación de las condiciones de formación de los hidratos al menos que se presentan mezclas de nitrógeno y metano que a veces se observan en la producción del metano de origen de lechos carboníferos. En estos casos la estructura del conjunto N₂ – CH₄  presentará menor temperatura de formación de hidratos que el metano puro. De manera práctica, la aplicación del K_v-s =  (infinito) para el nitrógeno arroja resultados satisfactorios para una mezcla de gases típicos”.

Este estudio ha mostrado que la presencia del N₂, CO₂ y H₂S en un gas natural arroja un impacto adverso sobre las condiciones de formación de los hidratos. Mientras que el impacto del N₂ y el CO₂ es mínimo pero con resultados en la misma dirección, el H₂S imparte resultados en dirección opuesta. Para las mismas composiciones y condiciones en estudio, el nitrógeno y dióxido de carbono deprimen levemente la temperatura de formación (imparte propiedades de inhibición, y desplaza la curva de hidratación hacia la izquierda) mientras que el H₂S desplaza ésta a la derecha considerablemente, promoviendo las condiciones de formación de los hidratos, y pueden ser causa de serios problemas operacionales.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares, y como minimizer sus problemas operacionales, les sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Advanced Applications in Gas Processing), P81 (CO₂ Surface Facilities), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities),

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

Por: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Moshfeghian, M. http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2012/12/sour-gas-hydrate-formation-phase-behavior/
2. Parrish, W.R., and J.M. Prausnitz, “Dissociation pressures of gas hydrates formed by gas mixtures,” Ind. Eng. Chem. Proc. Dev. 11: 26, 1972.
3. Holder, G. D., Gorbin, G. and Papadopoulo, K.D, “Thermodynamic and molecular properties of gas hydrates from mixtures containing methane. argon, and krypton,”  Ind. Eng. Chem. Fund. 19(3): 282, 1980.
4. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 1: The Basic Principles, 9^th Edition, 2^nd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
5. Gas Processors Suppliers Association; “ENGINEERING DATA BOOK” 13^th Edition – FPS; Tulsa, Oklahoma, USA, 2012.

6. Soave, Chem. Eng. Sci. 27, 1197-1203, 1972.
7. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2015.
8. Carson, D. B. and D. L. Katz, Trans. AIME, Vol. 146, p. 150, 1942.

Durante el período pos-Guerra Mundial II, los hierros aplicados por la industria del petróleo y gas diferían marcadamente con los en uso presente. Este Previo del Mes (PDM) presenta un breve resumen de las mejoras logradas en los hierros aplicados dentro del ámbito del procesamiento del petróleo y gas para lograr un ambiente de mayor seguridad y confiabilidad.

Las placas fueron el SA-285C a 55,000 lpc (379 MPa) hierro a tracción, el cual era relativamente débil, y fácil de fabricar. No era un hierro calmado, y por ello tampoco uno de granulometría fina. La poca fuerza de tracción indicaba recipientes de mayores espesores de chapa y por cuanto las técnicas de soldadura eran pobres, la radiografía puntual o ninguna era procedimiento común, así aumentando los espesores aún más.  La Figura 1 muestra una torre al vacío fabricada de SA-285C de los 1950’as. Esta torre fue construida en el 1961 por la Chicago Bridge and Iron para la Refinería Shell de Martínez, California.

Un plato designado Caja de Fuego SA-212B estaba en servicio para fuerzas de tracción mayores. Reflejaba 70,000 lpc (482 MPa) de tracción, pero era de granulometría gruesa y arrojaba la característica no deseable  de fractura en el metal pariente (origen) posterior a la expansión, contracción a través de un período de tiempo. Debido a fallas seguidas en el servicio, este material fue eliminado de la Sección II de los Códigos de Calderas ASME durante el 1968 como no aplicable para el reciclaje térmico. La Figura 2 presenta una Torres de alta presión de Tamices Moleculares, la cual sufrió fractura debido al reciclaje térmico.

La tubería de uso común durante los años ’50 fue la SA-53B, la cual podía soldarse mediante la Resistencia Eléctrica o una sin costura. No era hierro  calmado.  Reflejaba SA-212B hierro de Caldera (Firebox Steel) con fuerza de tracción de 60,000 lpc (413 MPa), era la tubería indicada para los recipientes, tanques, y fabricación de acometidas para este tiempo.

El proceso de forjamiento  de los 1950’as fue de hierro SA-181, a 60,000 lpc (413 MPa) de tracción, aplicable para las bridas, acometidas forjadas, y boquillas pesadas. No era hierro calmado.

Debido a que ninguno de éstos era hierro calmado, fino, su uso fue declinando rápidamente mientras que la Industria se desplazaba a un ambiente de mayor dificultad tales como la Pie de Monte del Norte de Alaska (North Slope), con el procesamiento de los gases y crudos agrios.

El Hierro Calmado fue aplicado con frecuencia durante los años ’60. Éste es fabricado en la cuchara por la adición del silicón o aluminio para prevenir la desoxidación del calor. El hierro fundido contiene oxígeno disuelto, le cual puede incidir en la formación de burbujas durante el proceso de enfriamiento y solidificación. La adición del silicón o aluminio arresta esta reacción oxígeno/carbono, produciendo un hierro de granulometría fina libre de los gases disueltos, altamente homogéneo y de excelentes propiedades de fabricación.

Durante los 1960’as, se introdujo la familia de hierros de plato SA-516. Éstos fueron de silicón calmado, granos finos, y arrojaban excelentes propiedades. El hierro de granulometría fina le aportaba resistencia de impacto a temperaturas hasta    -50 °F (-45.5 °C). El prefijo de  la SA-516  define la fuerza de tracción de 55,000, 60,000, 65,000, y 70,000 lpc (379, 413, 448, and 482 MPa).

• SA-516-55 fue diseñado para reemplazar el SA-285C
• SA-516-60 fue diseñado para su uso en ambientes de servicio muy frio.
• SA-516-65 se aplicaba para instancias de tracción intermediarias.
• SA-516-70 fue de intención de reemplazo del SA-212B Firebox plate

Las propiedades químicas y mecánicas de estos cuatro grados del metal superponen propiedades de manera que una designación de plato puede cumplir con las cuatro especificaciones.

Aproximadamente el 90% de todos los recipientes a presión de hierro al carbón fabricados para la Industria del Gas en nuestro mundo de hoy, son elaborados del grado SA-516-70, o su contraparte UNS (Sistema Unificado de Numeración –“Unified Numbering System”) equivalente. La Figura 3 presenta un ejemplo  de un recipiente (tambor) vertical hecho de SA-516-70

Durante los 1960’as la designación de tubería SA-106 reemplazó la SA-53 como selección de preferencia. Desigual al SA-53B, el SA-106B es sin costura, calmado, de hierro fino. Posee fuerza de tracción de 60,000 lpc (413 MPa).

Durante el 1978, forjados del SA-105 remplazaron el SA-181 como material de forja de selección, SA-105 posee fuerza de tracción de 70,000 lpc (482 MPa), de manera que las calificaciones (ratings) de las bridas B16.5 de hierro al carbón aumentó.

Cerca del año 2000, el sector de manufactura de tuberías mejoró sus procesos de fabricación del SA-106 llevando este hasta el punto de poder cumplir con las propiedades químicas y mecánicas del SA-106B, y el SA-106C con el mismo nivel de calor.

Desde el 2003, básicamente toda tubería SA-106 posee certificación dual al SA-106B, y el SA-106B. Esto nos indica que todos los tres componentes principales de un recipiente de presión, o intercambiador tubo – carcasa ahora poseen la misma fuerza de tracción (tensile strenght), 70,000 lpc (482 MPa). La Figura 4 presenta varios tubos elaborados del SA-106.

Los hierros austeníticos (serie 300) fueron elaborados hace 50 años con grado directo (0.08 carbono), o carbón grado “L” (0.03 carbono). Los centros de servicio de este material estaban en la obligación de almacenar ambas calificaciones de éstos. Hace unos 45 años, las acerías mejoraron su procedimientos para producir un acero inoxidable de certificación dual, así indicando que virtualmente todo hierro inoxidable en estos centros de servicio cumplían con los criterios de 0.03 carbono para el grado “L” pero adicionalmente cumplía con las propiedades mecánicas del grado directo (straight grade). Estos grados directos poseen mayor fuerza de tracción así permitiendo el uso de una chapa de menor espesor que el grado “L”.

La Figura 5 presenta un ejemplo de un separador fabricado de hierro al carbon. Éste separador de inoxidable 316 es el primero en ser empleado en zonas costa-fuera en reemplazo al separador con hierros revestidos (clad). Como las temperaturas eran bajas, la aumentada fuerza de tracción permitió que esta facilidad reflejara menor espesor de chapa, así ahorrando peso, y no requiriendo la Prueba Pos Soldadura de Tratamiento de Calor   (PWHT), así impactando  pruebas o pintura especial.

Resumen:

Durante el último medio siglo, la incorporación de las nuevas tecnologías en la manufactura de los platos de hierro, tuberías, piezas forjadas de granulometría fina ha mejorado notablemente la calidad de los hierros aplicados en los equipos de Procesamiento de Gas y Petróleo. Además de la mejora en los procesos de soldadura aplicados para la construcción de los Equipos de Procesamiento, los recipientes, intercambiadores, tuberías, y tanques de almacenamiento reflejan mayos seguridad de operación que anteriormente.

Para informarse adicionalmente sobe casos similares y como minimizar los problemas operacionales les invitamos su asistencia a nuestras sesiones técnicas ME43 (Mechanical Specification of Pressure Vessels and Heat Exchanges), PF49 (Troubleshooting Oil and Gas Facilities), PF42 (Separation Equipment Selection and Sizing), G4 (Gas Conditioning and Processing), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities),

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John R. Curry

Instructor and Consultant

Traducido el Español Por: Dr. Frank E. Ashford

References:

1. ASME Boiler and Pressure Vessel Code Section II, Part A., American Society of Mechanical Engineering, 1968.