Existen distintas configuraciones de proceso para la deshidratación por adsorción. Los arreglos más comunes son de dos y tres contactores. Uno puede informarse sobre éstos y la descripción de los procesos en el Capítulo 18 del Texto de la John M. Campbell [1]. Las Figuras 1, y 2 presentan un diagrama de flujo de proceso simplificado para los citados sistemas de dos, y tres contactores, respectivamente. Estas unidades pueden reducir el contenido de agua de una corriente de gas a menos de 0.1 ppmv. La Industria del Gas normalmente aplica los sistemas de deshidratación por adsorción aguas arriba al proceso de licuefacción en una Planta de Gas Natural Licuado (GNL) en donde la temperatura se reduce a menos de -160 °C (-256 °F) y -100 °C (-148 °F), respectivamente. Remoción del vapor de agua del gas a estos valores mínimos es esencial para evitar un escenario de congelamiento.

En un Sistema de dos – torres, mientras las Torre A se encuentra en proceso de adsorción, la Torre B se ve en regeneración. Posterior al ciclo de adsorción por la Unidad A,  ésta es cambiada al modo de regeneración y la Torre B inicia su proceso de Adsorción. A cualquier momento una de las Torres se ve adsorbiendo el vapor de agua mientras que la otra está en proceso de regeneración.

En la configuración de Tres Torres, a cualquier tiempo, dos torres (e.i. A y B) operan mediante el  proceso de adsorción en paralelo escalonado, mientras que la tercera torre (e.i C) ésta en regeneración. En esta configuración, la mitad del gas de proceso es admitida a la Torre A, y el resto se admite por la Torre B, como se observa en el gráfico de operación insertado en la Figura 2.

Los Previos del Mes (PDM) de Mayo y Octubre del 2015 [3] discutieron la eficiente operación de las unidades de deshidratación mediante las tamices moleculares. Específicamente, es discutido el beneficio de tiempo de espera en el proceso de adsorción más el impacto de las condiciones del gas de alimentación.

Este previo del mes (PDM) compara las dimensiones requeridas para el equipo mayor relacionado con Unidades de Dos y Tres Torres. Esta compracación considera los siguientes parametros.

1. Masa del Adsorbente
2. Diametro del Lecho
3. Altura del Lecho
4. Gasto del Gas de Regeneración
5. Carga Térmica de Calentamiento del Gas de Regeneración
6. Carga Térmica de Enfriamiento del Gas de Regeneración
7. Carga Térmica de Regeneración del Gas
8. Espesor de la Chapa del Contactor y la masa.

La Tabla 1 presenta la descripción de éstas dos configuraciones.

Tabla 1. Configuración de las Torres (Contactores)

Esta discusión asume un gasto de gas de alimentación de 2.83×10⁶ m³S/d (100 MMPCSD) con torres externamente aisladas. Examina dos condiciones de alimentación de:

6. 30°C (86°F) y 6.207 MPaa (900 lpca)
   • Contenido estimado de agua de = 699 kg/10⁶ m³S (43.7 lb_m/MMPCS)
     • Carga de agua por torre de 2-Torres por hora = 4 kg/h (182 lb_m/hr)
       • Carga de agua por Torre por ciclo = 989 kg (2185 lb_m)
     • Carga de agua por torre para 3-Torres por hora = 2 kg/h (91 lb_m/hr)
       • Carga de agua por Torre por ciclo = 662 kg (1456 lb_m)

8. 40°C (104°F) y 8.0 MPaa (1160 lpca)
   • Contenido estimado de agua de = 974 kg/10⁶ Sm³ (61 lb_m/MMPCS)
     • Carga de agua por torre de 2-Torres por hora = 115 kg/h (254 lb_m/hr)
       • Carga de agua por Torre por ciclo = 1378 kg (3050 lb_m)
     • Carga de agua por torre para 3-Torres por hora = 5 kg/h (127 lb_m/hr)
       • Carga de agua por Torre por ciclo = 920 kg (2033 lb_m)

Los remanentes parámetros especificados son:

1. Adsorbente = Tamiz Molecular Tipo 4A, 3.2 mm (1/8 pul) diametro
2. Carga de Equilibrio del Adsorbente, ΔX_new = 19 peso% (masa de agua/100 masa de adsorbente)
3. Factor de Vida del Adsorbente F_L = 0.6 (Basado en 3 años y rendimiento promedio)
4. Densidad del Adsorbente = 705 kg/m³ (44 lb_m/pie³)
5. Capcidad de Calor del Adsorbente = 1.0 kJ/kg-°C (0.24 Btu/lb_m-°F)
6. Capacidad de Calor de la Chapa = 0.5 kJ/kg-°C (0.12 Btu/lb_m-°F)
7. Densidad Relativa del Gas de Alimentación = 0.7
8. Densidad Relativa del Gas Seco de Regeneración = 0.59
9. Presión del Gas de Regeneración = 2.07 MPaa (300 lpca)
10. Temperatura del gas de Regeneración al Calentador = Temperatura gas Entrada
11. Temperatura del Gas del Calentador = 288 °C (550 °F)
12. Temperatura de reposo del lecho antes del enfriamiento = 260 °C (500 °F).

Resultados de los Cómputos

Basado en el procedimiento más los paso del Capítulo 18 [1], este PDM utiliza la versión actualizada del “Conjunto Electrónico de Cómputos” (Software) de la PetroSkills/Campbell, GCAP para lograr los resultados de todos los cómputos.

La Figura 3A indica la variación de la masa requerida del adsorbente por torre con el contenido de agua del gas de entrada para las configuraciones de dos y tres torres. Mientras la carga de agua aumenta, le masa requerida aumenta fijando el tiempo de adsorción. Nótese que ésta carga de agua de entrada aumenta con el aumento de temperatura pero disminuye con un aumento en la presión. La carga de agua por torre es función de éste contenido de agua de alimentación, tiempo de adsorción, y gasto del gas existente en la torre.

Para obtener esencialmente la misma masa total adsorbida en las dos configuraciones, se aplicó la siguiente relación:

θ_A = 0.75 θ_B

Donde θ_A es el tiempo de adsorción por torre para una sistema de dos-contactores y   θ_B     es el tiempo total para un sistema de tres – contactores. Ésta relación es obtenida de:

(Caudal Total)(θ_A)(2 Torres) = (1/2 Caudal Total) (θ_B)(3 Torres)

La masa total requerida por las configuraciones de dos-torres y las de tres son distintas por cuanto la longitud de la zona de transferencia de masa de la unidad de tres torres es menor que la de dos. Por cuanto  el adsorbente es vendido en incrementos de 300 lb_m (136.1 kg), la mas de cada torre fue “redondeada” hacia la próxima unidad de 300 lb_m (136.1 kg). La masa total calculada de los adsorbentes de la configuración de dos – torres son de   19323 y 25855 kg (42600 y 57000 lb_m) para la alimentación de menor y mayor contenido de agua respectivamente. Las masas correspondientes de la unidad de tres – torres  son de 18779 y 25719 kg (41400 y 56700 lb_m).  Similarmente, la Figura 3B presenta la masa requerida del hierro por torre como función del contenido de vapor de agua en el gas de alimentación y numero de torres.

La masa del adsorbente en la torre y criterio de caída de presión establecen el diámetro de ésta y altura del lecho. Éste cómputo es uno de ensayo y error. La Figura 4 indica la variación del diámetro de la unidad con  el contenido de agua del gas de entrada, y numero de torres.

Como el caudal del gas por torre de un sistema de dos – torres es el doble del caudal del sistema de tres, el diámetro de los contactores de dos torres debe ser  mayor que el de tres para cumplir con la caída de presión permisible de menos de 41 kPa (6 lpc).  La Figura 4 indica que el factor limitante es la caída de presión y el contenido de agua de entrada posee mínimo impacto sobre el diámetro del lecho. La velocidad superficial del gas para todos los casos mostró variación entre 0.10 – 0.15 m/s (20 – 30 pie/min).

Después de determinar el diámetro del lecho (torre), es posible calcular la altura del lecho conociendo la masa del mismo, diámetro de la torre, y la densidad del adsorbente. De la Figura 5 se observa la variación de la altura mínima del adsorbente con contenido de agua de entrada y numero de torres.  Esta figura indica que con mayores contenidos de carga de agua la altura del lecho aumenta, mientras que menores cargas de agua requieren menor altura de lecho. Como el diámetro de un sistema de dos torres es el mayor, su altura es menor.

La  Figura 6 indica la variación del gas de regeneración con contenido de agua del gas de alimentación asumiendo tiempos constantes para el calentamiento y enfriamiento. Esta figura muestra que  para mayores cargas de vapor de agua de entrada se requiere mayor gas de regeneración. Sin embargo, el gas de regeneración es prácticamente el mismo para las dos configuraciones en consideración.

De manera similar, las Figuras 7,8, y 9 indican las variaciones de las cargas térmicas de calentamiento más enfriamiento, y en adición la del gas de regeneración en función de la carga de agua del gas de entrada y el número de torres. Como las torres de un sistema de dos son de mayor diámetro que las de un sistema de tres, las cargas térmicas tanto de calentamiento como enfriamiento son mayores que las de un sistema de tres torres (figuras 7, y 8). Sin embargo, la Figura 9 muestra que los requerimientos de calor para el gas de regeneración son casi iguales para las dos configuraciones.

Resumen:

El contenido de agua en un gas de alimentación afectado por le temperatura, presión y caudal del gas es el parámetros clave en el dimensionamiento de un sistema de deshidratación por adsorción. Mayores contenidos de agua requieren un lecho de mayor masa, mayores cargas térmicas de calentamiento y enfriamiento, y mayores gastos del gas de regeneración.

En los casos evaluados en este Previo del Mes (PDM), los diámetros en los sistemas de dos – torres son mayores que los de tres, pero su longitud es menor. La masa del adsorbente y masa del hierro (chapa) por torre en el sistema de dos – torres son mayores que los de tres. De manera que, las cargas térmicas de calentamiento y enfriamiento son mayores en el sistema de tres – torres. Las cargas térmicas para el gas de regeneración son casi las mismas para ambos escenarios.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizer sus problemas operacionales, les invitamos asistir a nuestras sesiones técnicas PF49 (Troubleshooting Oil and Gas Facilities), PF42 (Separation Equipment Selection and Sizing), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing – Special), 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 nos visiten en nuestra dirección en la red al http://petroskills.com/consulting, o nos envían correo electrónico al consulting@PetroSkills.com.

Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por : Dr. Frank E. Ashford

References:

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. Malino, H. M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2015/05/benefits-of-standby-time-in-adsorption-dehydration-process/
3. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2015/10/what-is-the-impact-of-feed-gas-conditions-on-the-adsorption-dehydration-system/
4. GCAP Version 9.1.1, Gas Conditioning and Processing Software, Editor Moshfeghian, M., PetroSkills/Campbell, Norman, Oklahoma, 2015.

Unidades de deshidratación por adsorción pueden reducir el contenido de agua de una corriente de gas a menos de 0.1 ppmv. La Industria del gas normalmente aplica estas unidades aguas arriba a una Planta de GNL (LNG) u otra de extracción profunda de los LGN a temperaturas entre 160 °C (-256 °F) y -100 °C (-148 °F), respectivamente. La remoción de del contenido de agua a este valor mínimo es esencial para prevenir el congelamiento. Los detalles de este proceso de deshidratación y la descripción de los equipos se pueden identificar el Capítulo 18 del Texto John M. Campbell.

El Previo del Mes (PDM) de Mayo 2015 de PetroSkills discutió la eficiente operación de estas unidades de deshidratación por tamices moleculares. Específicamente se detalla los beneficios del tiempo de espera en el proceso de adsorción.

Este PDM discute el impacto gasto del gas de alimentación, su presión, y temperatura sobre los siguientes parámetros:

• Masa del Adsorbente
• Diametro del Lecho
• Altura del Lecho
• Gasto del Gas de Regeneración
• Carga Térmica de Regeneración
• Carga Térmica de Enfriamiento
• Carga Térmica del Calentador del Gas de Regeneración

Esta discusión abarca caudales del gas entre 2.83×10⁶ a 11.32×10⁶ Sm³/d (100 hasta 400 MMSCFD. Examina este rango a dos temperaturas:  30°C (86°F) y 40°C (104°F) con cada temperatura evaluada  a dos presiones de adsorción: 6.207 MPaa (900 lpca) y 8.0 MPaa (1160 lpca).

La Figura 1 muestra un diagrama de flujo simplificado para un sistema de tres torres [1]. En este PDM los parámetros especificados son:

1. Adsorbente = Tamiz Molecular Tipo 4A, 3.2 mm (1/8 pul) diametro
2. No de torres = 3
3. No of torres en flujo tratado = 2
4. Tiempo de Adsorción = 16 horas
5. Tiempo de “cambio de lecho” (igual al tiempo de regeneración) = 8 hours
6. Tiempo en Espera = 0 horas
7. Tiempo de Equilbrio de unidades = 0.5 horas
8. Tiempo de calentamiento = 4.88 horas
9. Tiempo de Enfriamiento = 2.62 horas
10. Carga del Adsorbente , ΔX_nuevo = 19 por-peso% (masa de agua /100 masa del adsorbente)
11. Factor de durabilidad de vida del Adsorbente Desiccant F_L = 0.6 (Basado en 3 años y rendimiento ponderado)
12. Densidad relativa del Adsorbente = 0.705
13. Capacidad de Calor del Adsorbente = 1.0 kJ/kg-°C (0.24 Btu/lb_m-°F)
14. Capacidad de Calor del Hierro = 0.5 kJ/kg-°C (0.12 Btu/lb_m-°F)

Resultados de los Cómputos

Basado en el procedimiento y pasos del Capítulo 18 [18], este PDM utiliza una versión revisada del conjunto computacional (software) de PetroSkills/Campbell [3] fue empleada para realizar todos los cómputos.

La Figura 2 muestra la variación de la masa del adsorbente requerida con variación del caudal de gas, presión y temperatura. Mientras aumenta la carga de agua, la masa del adsorbente aumenta para un tiempo constante de adsorción. Nótese que igual aumenta la carga de agua del gas con el gasto del mismo, así como aumento de la temperatura, y disminución de presión. La alimentación con mayor temperatura y menor presión requiere mayor adsorbente. Por la misma razón, éste con menor temperatura y mayor presión requiere menos adsorbente.

La masa del adsorbente en el contactor y criterio caídas de presión establecen el diámetro y altura del mismo. Este cómputo es uno de ensayo y error. La Figura 3 muestra la variación de diámetro mínimo del contactor con el gasto del gas, presión, y temperatura. Esta figura muestra que la alimentación con mayor carga de agua (mayor temperatura y menor presión) requiere una torre de mayor diámetro, y el gasto de menor carga de agua (menor temperatura y mayor presión) requiere menor diámetro.

Se puede calcular la altura del adsorbente conociendo la masa del mismo, diámetro del lecho, y su densidad. La Figura 4 indica la variación de la altura mínima de del adsorbente con el caudal del gas, presión y temperatura. Similarmente, esta figura indica que el gasto con mayor cantidad de agua (mayor temperatura y menor presión) requiere lechos de mayor altura, y gasto con menor carga de agua (menor temperatura y mayor presión) requiere lechos de menor altura.

Para todos los casos, el gas pobre y seco de regeneración mostró una densidad relativa de 0.59 con presión de  2.069 MPaa (300 psia), pero su temperatura fue la misma que el gas de alimentación. Su temperatura del calentador fue de 288 °C (550 °F) y la temperatura final del lecho antes de su regeneración fue de  260 °C (500 °F).

La Figura 5 muestra la variación del requerimiento del gas de regeneración con caudal de entrada, presión, y temperatura para un tiempo fijo de calentamiento, y enfriamiento. Esta figura indica que las mayores cargas de agua requiere mayor gas de regeneración. Similarmente, las Figuras 6,7, y 8 muestran que la variación de la carga térmica de calentamiento, enfriamiento, y ésta para el calentador de regeneración, respectivamente, con el gasto de gas de entrada, presión, y temperatura.

Resumen:

El contenido de agua de un gas de alimentación es impactado por la temperatura, presión, y gasto son los factores claves en el dimensionamiento y operación de un sistema de deshidratación por adsorción. Mayores cargas de agua requieren un mayor lecho, mayor carga térmica de calentamiento, y enfriamiento, y mayor caudal del gas de  regeneración.

Para informarse adicionalmente sobre esta caso muchos otros adicionales, le sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas PF49 (Troubleshooting Oil and Gas Facilities), PF42 (Separation Equipment Selection and Sizing), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing – Special), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

PetroSkills ofrece su experiencia en este tema y muchos adicionales. Para mayor información sobre estos servicios, le invitamos visitar nuestra dirección en la red al   http://petroskills.com/consulting, o nos envían correo 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 2: The Equipment Modules, 9^th Edition, 2^nd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
2. Malino, H. M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2015/05/benefits-of-standby-time-in-adsorption-dehydration-process/
3. GCAP Version 9.1.1, Gas Conditioning and Processing Software, Editor Moshfeghian, M., PetroSkills/Campbell, Norman, Oklahoma, 2015.

En el Previo del Mes de Diciembre 2014 (PDM) [1], hemos discutido la solución de la problemática operacional (troubleshooting) de los separadores gas –líquido referente a l remoción de los líquidos del gas despojado del separador. Existen dos métodos para dimensionar los separadores gas-líquido: 1. Método de asentamiento de la gota de liquid, 2. Aplicación Souders-Brown. Históricamente la ecuación Souders-Brown ha sido empleada como ésta es capaz de proveer resultados razonables, es fácil de aplicar, pero arroja inconvenientes en la identificación del rendimiento del separador. Las referencias [2-4] arrojan detalles sobre la teoría de asentamiento de las gotas, la cual puede ser con mayor certeza para cuantificar el comportamiento del separador. El método Souders – Brown es limitado en que se basa en un tamaño ponderado de la gota, pero no puede cuantificar la cantidad de las gotas despojadas de la sección de gravedad del gas.

En este PDM, nuestro enfoque será la aplicación de la ecuación Souders – Brown para los separadores gas – líquido, con la presentación de diagramas, correlaciones sencillas, y tablas para aproximar la constante, Ks (la llamada constante de dimensionamiento). Consideraremos tanto los separadores verticales, así como los horizontales. Conociendo el gasto actual del gas a través del separador, es posible aplicar el parámetro Ks para determinar la velocidad máxima permisible del gas irrigando el separador, y así fijar el diámetro el diámetro requerido del separador. Igual es posible aplicar el valor apropiado del Ks para fijar las dimensiones del extractor de neblina de la unidad. El rendimiento del separador gas- líquido depende del Ks; de manera que la selección de su valor apropiado es importante.

Separación por Gravedad en el Sector de Gas

La sección de separación del gas por gravedad en el separador posee dos funciones principales:

1. Reducción del contenido de líquido no removido por la facilidad de entrada.
2. Mejora/enderezamiento del perfil de velocidad del gas.

La mayoría de los extractores de neblina reflejan limitaciones en la cantidad de las gotas de líquido en arrastre que pueden ser removidas del gas, así se ve la importancia del sector de gas para lograr esta remoción aguas arriba a este extractor. Esto se ve importante para los separadores manejando mayores cargas de líquido. Para las aplicaciones de los depuradores, con bajas cargas de líquidos, los valores de Ks dependerán principalmente en la selección del extractor de neblina, y la cámara de separación por gravedad del gas se ve menos importante. Para mayores cargas de líquido, e.i. separadores convencionales, existen dos rumbos para dimensionar la sección de separación por gravedad para la remoción de las gotas de líquido del gas

1. La designación del método Souders-Brown (Método K_s)
2. Teoriá de asentamiento de la gota de líquido

El método Souders – Brown

Si consideramos una gota esférica de líquido con diámetro Dp, en la fase de gas, dos fuerzas, indicadas por la Figura 1 actúan sobre ella. La fuerza de arrastre, F_D, se ejerce por el flujo de gas, y la fuerza de gravedad, F_G, se imparte por el peso de la gota. La fuerza de arrastre imparte flujo inducido sobre la gota del líquido, mientras que la fuerza de gravedad actúa para asentarla e impartir su separación de la fase de gas.

Asumiendo flujo de tapón, sin remolinos, ni perturbaciones, una gota única e ignorando el impacto de choque final, en el equilibrio (velocidad terminal caída libre), estas dos fuerzas se igualan.

Como se presenta en el Apéndice, la sustitución de las expresiones de arrastre y gravedad en la Ecuación 1, se obtiene la velocidad máxima permisible, Vgmax, la cual impide el flujo en paralelo del líquido.

La Ecuación 2 es denominada la Souders – Brown [6], y Ks se refiere a la constante de diseño o parámetro de dimensionamiento. Los términos    ρ_G y ρ_L  son las densidades de las fases de gas y líquido respectivamente.

Un vez determinada la velocidad máxima, V_Gmax ,a través de la unidad por la Ecuación 2, es posible calcular el diámetro mínimo del receptor, D_min, por la Ecuación 3.

Donde :

Fg  =  Fracción del área seccional disponible para el flujo de gas ( Fg = 1, para el separador vertical, y es función de la altura de la fase líquida para los separadores horizontales

qg      = Gasto del gas a las condiciones actuales en el separador

El Parámetro de Diseño, K_S

El parámetro de diseño , K_S, en la ecuación Souders-Brown es una constante empírica  y factor clave en el dimensionamiento  de los separadores gas – líquido, así como la selección de los extractores de neblina, y sus diámetros. Su valor depende de de varios factores, incluyendo:

• Presión
• Propiedades de los fluidos (nótese que la temperatura impacta ésta propiedades)
• Geometría de Separador
  • Longitud del recipiente, y nivel del líquido (separadores horizontales)
• Consistencia del gasto
• Elemento de entrada del recipiente, su diseño y rendimiento
• Cantidades Relativas del gas y líquido
• De mayor importancia – tipo de extractor de neblina y su diseño (e.g. empaque de malla, empaque de rejilla, multi–ciclón)

Existen varias fuentes en donde uno puede informarse sobre el valor de los Ks referente a distintas aplicaciones. En las siguientes secciones nos dedicaremos a discutir tres fuentes.

A. API 12 J

El API 12J [7] recomienda rangos de los valores – Ks  para separadores verticales y horizontales. Éstos se presentan en la Tabla 1. El equivalente del API 12 J para el Mar de Norte es el NORSOK P-100.

Tabla 1. Valores recomendados del API 12 J para los separadores verticales y horizontales [7]

Referente al API 12J, “el valor máximo de la velocidad superficial, calculada de los factores citados, cumplen con los separadores normalmente equipados con extractores de neblina de malla. Este caudal  debe permitir la separación de las gotas de líquido del gas mayores a los 10 micrones. La velocidad máxima superficial permisible u otros criterios de diseño deben considerarse para otros tipos de extractores. Lo recomendado por los fabricantes para las distancias aguas arriba y abajo el extractor de malla entre las toberas de entrada y descarga debe ser aplicado para la completa utilización del extractor de neblina. Estos valores asumen que los separadores estén equipados con los extractores de malla estándar” [7].

B. Texto Campbell

El método Ks,  Ecuación 2, es consideración empírica aplicada para estimar la velocidad máxima del gas permitiendo la separación deseada de la gota de líquido.

Para los separadores verticales sin unidades de extractores de neblina, el Capítulo 11, Vol II del Texto “Gas Conditioning and Processing” presenta Ks como función de presión y diámetro de la gota de líquido [5]. Esta dependencia del Ks en la presión y diámetro se presentan en la Figura 2 [5]. Nótese que para cada tamaño de la gota un rango de valores – Ks son especificados para una presión.

Para los separadores horizontales, este dimensionamiento depende de (en adición a la dimensión de la gota, densidad de las fase de  gas y líquido, y velocidad del gas) longitud efectiva del Separador, Le, y la profundidad disponible para el transporte del gas, hg (e.i. nivel del líquido) en los separadores.

Dimensionamiento de los separadores horizontales es algo mas complejo. Con referencia a la Figura 3, la longitud efectiva, Le, puede ser definida en función de la longitud actual del separador y diámetro, resultando en Le = L – D.

De manera que el parámetro Souders – Brown para los separadores horizontales puede estimarse por la ecuación 4 en función de Ksv (obtenido de la Figura 2) para los separadores verticales [3].

Si el valor calculado del K_SH por la ecuación 4 es mayor que un valor máximo permisible de 0.7 pie/seg (0.21 m/seg) debe igualarse a éste valor máximo.

El dimensionamiento del separador horizontal es un proceso de ensayo y error. Normalmente los L_e/D y h_g/D (o h_L/D) son asumidos y K_SH, V_gmax, y D son calculados por las ecuaciones 4, 2, y 3 respectivamente. La longitud efectiva y la actual son calculadas por la ecuación 5.

Donde:

D          = Diámetro

F_L        = Fracción del área  seccional  ocupada por el líquido (función de la altura del líquido en un separador horizontal)

q_L        = Gasto actual del Líquido

t           = Tiempo de residencia del líquido, acorde con el  API 12J [7]

Si el valor calculado del L/D se ubica fuera del rango recomendado (normalmente 3 < L/D < 6), la altura del líquido en el recipiente es cambiada y el procedimiento de cómputo es repetido. Para observar detalles de cómputos detallados refiérase al Capítulo 11, del [5].

C   Correlaciones K_S

           Las curvas para los distintos tamaños de gotas  mostradas en la Figura 2 se han ajustado a un polinomio de 3ª orden (para los tamaños de gotas de 100, 150, y 300 micrones). Esta correlación es de la forma de la Ecuación 6 y sus coeficientes regresionados a, b, c, y d son presentados en la Tablas @A y 2B para las unidades de campo (fps, lps) y las internacionales (SI), respectivamente.

En la Tabla 2, cada tamaño de gota en micrones (µ) se precede por la letra L o U representando la curva menor o superior, respectivamente. La presión se reporta en lpc y Ks es en pie/s para lps (FPS) ,( kPa y m/s en SI).

La última fila de la Tabla 2 presenta el porcentaje ponderado de la desviación absoluta (AAPD – PPDA) de los valores pronosticados del Ks aplicando la correlación propuesta, aplicando los valores de la Figura 2.

Tabla 2A (FPS – PLS). Coeficientes regresionados para la ecuación 6 ( P en lpc y Ks en pie/seg : Diámetro de la gota : 100 – 300 micrones.

Tabla 2B (SI). Coeficientes regresionados para la ecuación 6 ( P en kPa y Ks en m/s : Diámetro de la gota : 100 – 300 micrones.

Las dos curvas para gotas de 500 micrones de la Figura 2 fueron divididas en 4 y 2 segmentos basados en un rango de presión de las curvas inferiores, y superiores, respectivamente. Cada segmento fue correlacionado con una ecuación lineal de la forma de la Ecuación 7, y sus coeficientes regresionados e y f  son presentados en la Talas 3A, y 3B para las unidades LPS, y SI , respectivamente.

Tabla 3A (FPS – PLS). Coeficientes regresionados para la ecuación 7 ( P en lpc y Ks en pie/seg : Diámetro de la gota : 500 micrones

Tabla 3B (SI). Coeficientes regresionados para la ecuación 7 (P en kPa y Ks en m/s : Diámetro de la gota : 500 micrones.

C.  Extractores de  Neblina

El extractor de neblina es el último elemento de “separación” (limpieza) instalado en el separador convencional. La selección y diseño en término mayores, determinan la cantidad de arrastre de líquido remanente en la fase de gas. Los diseños mas comunes de éstos elementos son los de tipo de malla (fibras metálicas), y las de rejillas, seguidas por los de diseño de ciclones axiales depuradores. La Figura 4 muestra la ubicación y función de un extractor típico en un separador vertical.

La capacidad del extractor se define por la velocidad del gas a la cual el retro-arrastre del líquido en el gas recogido por la unidad se ve apreciable. Esto típicamente se caracteriza por un valor Ks, como se muestra en la Figura 2. Empaques de malla son los más comunes aplicado en los separadores verticales. El mecanismo principal de separación es pinzamiento del líquido dentro/sobre las fibras, seguido por una coalescencia de las gotas de suficiente tamaño para desprenderse de las fibras de la malla. La Referencias [1-5] prevén ejemplos de éste tipo de extractor. La Tabla 4 presenta un resumen de las características y rendimiento de los extractores de malla.

Tabla 4. Ks para los Extractores de Malla y su rendimiento [3,5,8]

Notas:

• Dirección de flujo es vertical (ascendiente).
• Asumir que los valores K_S del extractor de neblina de malla merman con presión como se observa en la Tabla 5. Ésta fue desarrollada para los elementos de malla, pero igual se aplica como aproximación para otros tipos de extractores [9].
• Si las cargas de líquido accediendo a los extractores de malla exceden los niveles de la Tabla 4, asumir que la capacidad del Ks se merma en un 10% por 42 L/min/m² (1 gal/min/pie²). [2-4].
• Éstos parametros son

Tabla 5. Factores de Merma del Ks de los Extractores de Malla como función de presión.

      Empaques de rejillas, como los de malla, capturan las gotas principalmente por el impacto de inercia. Los ángulos de estas rejillas obligan al gas cambiar su dirección de flujo mientras que el líquido de mayor densidad tiende a desplazarse en línea directa, e impactar la superficie de la rejilla en donde son recolectadas y removidas del flujo de gas. La Tabla 6 presenta las características de rendimiento de éstas unidades. [3,5,8].

En el caso de los extractores de ciclón, el vendedor debe ser consultado en cuanto al rendimiento de éstas unidades en las operaciones actuales de interés.

Tabla 6. Caracteríisticas típicas para un extractor de rejillas [3,5.8]

Notas:

1. Asumir el valor – K_S de los extractores de rejilla declinan con presión como se observa en la Tabla 5.
2. Si las cargas de líquido llegando a las rejilla exceden los valores indicados en la Tabla 6 , asumir descenso en la capacidad del K_S en un  10% por 42 L/min/m²        (1 gal/min/pie²). [2-4].
3. Estos parámetros son solo aproximaciones. El fabricante de be ser contactado para cualquier información detallada.

Conclusiones:

Hemos enfocado en la aplicación del método Souders-Brown (SBA) en los separadores gas-liquido, y presentado diagramas,  correlaciones sencillas, más tablas para estimar el  parámetro de diseño (SBA), K_S.

• El SBA proporciona resultados razonables y es fácil de aplicar.
• El SBA se ve limitado en que se basa en una gota de dimensiones ponderadas, pero no puede cuantificar la totalidad de las gotas despojadas de las secciones de gravedad del gas, y extractores de neblina.
• En un PDM del futuro discutiremos la teoría de asentamiento de las gotas, la cual podrá proporcionar mayor certeza en la cuantificación certera de rendimiento de los separadores.
• Dimensionar los separadores tri-fásicos gas-líquido, hidrocarburos líquidos – agua será pautado en otro PDM.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizer sus poroblemas operacionales le sugermios su asistencia a nuestras sesiones PF49 (Troubleshooting Oil and Gas Facilities), PF42 (Separation Equipment Selection and Sizing), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing – Special), y PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

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

Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por : Dr. Frank E. Ashford

References:

1. Snow–McGregor, K., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2014/12/troubleshooting-gas-liquid-separators-removal-of-liquids-from-the-gas/
2. Bothamley, M., “Gas-Liquid Separators – Quantifying Separation Performance Part 1,” SPE Oil and Gas Facilities, pp. 22 – 29, Aug. 2013.

3. Bothamley, M., “Gas-Liquid Separators – Quantifying Separation Performance Part 2,” SPE Oil and Gas Facilities, pp. 35 – 47, Oct. 2013.
4. Bothamley, M., “Gas-Liquid Separators – Quantifying Separation Performance Part 3,” SPE Oil and Gas Facilities, pp. 34 – 47, Dec. 2013.
5. 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.
6. Souders, M. and Brown, G. G., “Design of Fractionating Columns-Entrainment and Capacity,” Industrial and Engineering Chemistry, Volume 26, Issue 1, p 98-103, 1934.
7. American Petroleum Institute, 12J, Specification for Oil and Gas Separators, 8th Edition, October, 2008.
8. PF-49, Troubleshooting Oil and Gas Processing Facilities, Bothamley, M., 2014, © PetroSkills, LLC. All Rights reserved.
9. Fabian, P., Cusack, R., Hennessey, P., Neuman, M., “Demystifying the Selection of Mist Eliminators, Part 1: The Basics,” Chem Eng 11 (11), pp. 148 – 156, 1993.

Apéndice

Desarrollo de la Ecuación Souders-Brown, y las Ecuaciones de Stokes

Si consideramos una gota esférica de líquido con diámetro Dp en la fase de gas, dos fuerzas se imponen tal como se ve en la Figura 1. La fuerza de arrastre, F_D, se ejerce por el flujo de gas y la gravedad, F_G , se impone por el peso de la gota. La fuerza de arrastre acelera la aglomeración del líquido mientras que la de gravedad causa el impulso de descenso.

A condiciones de equilibrio las dos fuerzas se igualan.

La fuerza de arrastre se expresa como:

El area proyectada por la gota es :

La fuerza de gravedad se define como:

El volumen de la gota “esférica” se calcula por:

Sustitución y combinación de las ecuaciones 3 y 4 con la 1, permite la obtención de la expresión para la velocidad máxima del gas:

        Para las aplicaciones prácticas, el primer término de la derecho se reemplaza por Ks

De manera que se obtiene la velocidad máxima del gas, la cual previene el pinzamiento del líquido:

La Ecuación 6 se denomina la Souders-Brown y K_S identifica como el parámetro de diseño.

Donde:

A_P        = Área proyectada de la gota

C_D        = Coeficiente de arrastre

g          = Aceleración de la gravedad

g_C        = Factor de conversión

V         = Velocidad del gas

V_P        = Volumen de la gota de líquido

ρ_G        = Densidad del Gas

ρ_L         = Densidad del Líquido

Una vez que la velocidad máxima del gas, V_Gmax, a través del recipiente se determina por la ecuación 6, es posible calcular el área seccional mínima del recipiente, respetando el flujo de gas por la siguiente expresión:

Despejando el diámetro mínimo requerido del recipiente, D_min.

Donde:

F_G        = Fracción del área seccional disponible para el flujo de gas (F_G = 1 para los separadores verticales, y es función de la altura de líquido en un separador horizontal).

q_a         = Flujo de gas a condiciones actuales de transmisión

El coeficiente de arrastre, C_D    , es función del número Reynolds Re = (D_PVρ_G)/µ_G. Para la ley de  Stokes’ , Re <≈2

Sustitución de C_D de la ecuación 9 en la Ecuación 4 resulta en la velocidad terminal V_T en la fase de gas basado en la ley de Stokes’.

En forma similar, la velocidad terminal para otros regímenes de flujo, tales como la Intermedia, y la de Newton pueden se derivadas en sus expresiones correspondientes para cada coeficiente de arrastre [3].

 

En los Previos del Mes (PDM) pasados, hemos discutido el comportamiento fásico y contenido de agua para un gas natural dulce, agrio, y los sistemas de gases ácidos – agua. Específicamente, en los previos del mes (PDM) de Noviembre 2007 [1], Febrero 2014 [2], y Septiembre [3], hemos discutido el comportamiento fásico de gases naturales agrios y el gas ácido saturados con agua. Igual hemos demostrado la certeza de los métodos recortados y rigorosos de cómputo. En el PDM de Abril 2015 [4], se introdujeron correlaciones y gráficos para estimar el contenido de agua de gases agrios.

En este Previo del Mes (PDM), estudiaremos el impacto de la densidad relativa (Gravedad Específica, SG) sobre el contenido de agua de un gas dulce saturado. Los resultados de este estudio incluyen el contenido de agua de gases naturales como función de su densidad relativa entre el rango de 0.60 hasta 0.80.

Cuatro temperaturas de 4.4, 23.9, 37.8 y 149 °C (40, 75, 100, y 300 °F) fueron  considerados. Para cada temperatura, el contenido de agua saturado fue calculado para presiones de 1724, 3448, 6897, y 13 793 kPaa (250, 400, 100 y 2000 lpca).

Cómputo para el Contenido de Agua

Las composiciones de cuatro mezclas de gases estudiadas en éste análisis se presentan en la Tabla 1. La ecuación de estado Soave-Redlich-Kwong (SRK EOS –EDE) [5] en el ProMax [6] fue aplicado para la predicción del contenido de agua de estas composiciones a distintas presiones y temperaturas. Un diagrama de flujo de proceso  simplificado de este estudio es presentado en la Figura 1. El gas-seco de alimentación a la presión y temperatura especificada fue primero saturado con agua y pasado por un separador. El contenido de agua y gravedad específica del vapor despojado del separador fueron anotados.

Resultados y Discusión

Las Figuras 2 al 5 presentan el contenido de agua saturado del gas natural como función de la densidad relativa del gas y presiones de 1724 hasta 13793 kPaa (250 hasta 2000 lpca) para temperaturas de 4.4, 23.9, 37.8 y 149 °C (40, 75, 100, y 300 °F), respectivamente.

Tabla 1. Las composiciones para los cuatro gases con densidades relativas dadas (Gravedad Específica, SG)

Mientras que los resultados presentados en los diagramas están de acuerdo con la Figura 6.1 de la Referencia [7], no se observa esta coincidencia con el factor de corrección sugerido en el injerto de la Figura 20-3 del Manual GPSA [8], mas los resultados de la Referencia [9]. Para los gases con densidad relativa entre 0.6 hasta 0.8, la figura del  GPSA arroja un factor de corrección entre 1 hasta aproximadamente 0.97, el cual   debe ser multiplicado por el contenido de agua del gas saturado dulce con densidad relativa de 0.6. Este estudio indica que para el rango de densidad relativa de 0.6 hasta 0.8, el contenido de agua no es función de la composición del gas.  Para verificar los resultados de este estudio,  el contenido de agua del gas saturado para varias composiciones fueron comparadas con las mismas del conjunto computacional (software) del EzThermo [10]. El SRK EDE (EOS) el el “software” EzThermo fue desarrollado y regresionado para para predecir las propiedades de un gas natural sintético dulce y composiciones de un gas natural [11]. Lo mismo es igual de válido para la EDE de SRK dentro del ProMax . La comparación de estos dos conjuntos computacionales se presenta en la Tala 2. Ésta indica un excelente acuerdo entre estos dos “software”.

Tabla 2. Comparación del contenido de agua de saturación predicho por el ProMax [6], y el EzThermo [10] a 37.8 °C (100 °F)

Conclusiones

Las Figuras  2 al 5 cubren un amplio rango de presiones y temperaturas comúnmente detectadas en la operación de procesamiento de gas. El análisis de las Figuras 2 hasta la 5 indica que la densidad  relativa arroja impacto mínimo sobre el contenido de agua de saturación de los gases naturales dulces.  Ésta conclusión presenta validez dentro de los siguentes rangos:

1. Densidad relativa del gas dulce entre 0.6 hasta 0.8
2. Rango de temperatura de 4.4 hasta 149 °C (40 a 300 °F)
3. Rango de presión de 1724 to 13793 kPaa (250 a 2000 psia)

Data adicional experimental de contenido de agua se adquieren y analizan por el Comité de Investigación del GPA para poner al día el factor de corrección presentado en la referencia [8]. De esta data disponible para la fecha, parece ser que la corrección es mínima, si alguna, para las composiciones del gas, y rangos de temperaturas y presiones que ocurren típicamente dentro de las facilidades de procesamiento de petróleo y gas. Esto se confirmará una vez que sean publicados estos resultados del Comité de investigación del GPA.

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 (Gas Conditioning and Processing – Special), G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery), PF49 (Troubleshooting Oil and Gas Facilities),  and PF81 (CO₂ Surface Facilities).

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Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2014/09/lean-sweet-natural-gas-water-content-correlation/
2. http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2007/11/water-sour-natural-gas-phase-behavior/
3. http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2014/09/lean-sweet-natural-gas-water-content-correlation/
4. http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2014/02/acid-gas-water-content/
5. Soave, G., Chem. Eng. Sci., Vol. 27, pp. 1197-1203, 1972.
6. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2014.
7. Campbell, J.M., “Gas conditioning and Processing, Vol. 1: The Basic Principles”, 9^th Edition, 2^nd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
8. GPSA Engineering Data Book, Section 20, Volume 2, 13^th Edition, Gas Processors and Suppliers Association, Tulsa, Oklahoma, 2012.
9. Maddox, R.N., L.L. Lilly, M. Moshfeghian, and E. Elizondo, “Estimating Water Content of Sour Natural Gas Mixtures”, Laurence Reid Gas Conditioning Conference, Norman, OK, Mar., 1988.
10. EzThermo, Moshfeghian, M. and R.N. Maddox, 2015.
11. GPA Research Report RR-42, Predicting Synthetic Gas and Natural Gas Thermodynamic Properties Using a Modified Soave Redlich Kwong Equation of State, Oklahoma State University, August 1980

En el Previo del Mes (PDM) de Noviembre 2011,  presentamos los cómputos de compresión para un caso en estudio. Comparamos los resultados obtenido de un método rigoroso contra los valores obtenidos por una vía recortada (manual). El método rigoroso fue basado en una ecuación de estado tal como la Soave-Redlich-Kwong (SRK) aplicada para el cómputo de las entalpías y entropías requeridas. Estas entalpías y entropías se aplican para determinar los requerimientos de  potencia y temperaturas de descarga. Los resultados indicaron que la certeza del método de vía recortada es sensitivo al valor de la relación de capacidad de calor del gas, k.

Desde un punto de vista único computacional, el cómputo para la potencia de compresión es particularmente sensible a las especificaciones del flujo de masa, temperatura y presión de succión, más la temperatura y presión de descarga. Un compresor operará bajo condiciones variantes de estos valores, lo cuales impactan su rendimiento. De manera que la parte de mayor dificultad  en el cómputo de compresión es la especificación de un rango razonable para cada variante, y no el cómputo en sí.

Normalmente, los cómputos termodinámicos se logran bajo un régimen ideal (reversible). Los resultados de este proceso reversible luego son adaptados al mundo real a través del empleo de la eficiencia termodinámica. En el proceso de compresión existen tres procesos ideales que se pueden visualizar: 1) un proceso isotérmico (PV¹=C₁), un proceso isoentrópico (PV^k=C₁), y 3) un proceso politrópico (PVⁿ=C₁). Cualquiera de estos procesos pueden ser aplicados adecuadamente en la evaluación de la potencia de compresión aplicando métodos basados en modelos de computación , por vías manuales. El proceso isotérmico, sin embargo, es aplicado inusualmente por cuanto como base por cuanto el proceso de compresión no es llevado a cabo,  ni aproximadamente, a temperatura constante.

 

 

Noten que la Dresser Rand lleva a cabo mucho trabajo dedicado al tema de compresión “Cercana a la Constante” especialmente para la compresión del CO2 de chimeneas de venteo. Para mayor detalle refiérase a la dirección:  http://www.nist.gov/pml/high_megawatt/upload/6_1-Approved-Moore.pdf

En este Previo del Mes (PDM), demostraremos como se determina la eficiencia de un compresor basado en el caudal medido, composición del gas, temperaturas de succión y descarga. Un cómputo rigoroso basado en una ecuación de estado, mas una de aplicación resumida son considerados,  y los resultados comparados.

Eficiencia de Compresión

Las eficiencias de compresión varían con el tipo de compresor, tamaño, y caudal. Sol pueden ser determinadas (posterior) mediante un prueba de compresión, aun cuando los fabricantes de éstos usualmente pueden arrojar buenos estimados. Para el propósito de planificación, la referencia [2] sugiere los siguientes rangos para las eficiencias totales (globales):

Tabla 1. Eficiencias Totales de Compresión

La referencia [2] indica que estas eficiencias globales incluyen la fricción interna del gas de compresión, las pérdidas mecánicas (rolineras, sellos, caja de engranaje, etc.), y las pérdidas en la caja de engranaje. La eficiencia mecánica varía con el tipo y tamaño del compresor , pero un valor de 95% puede ser asumido con valor útil de planificación. Cuando se calcula el cabezal (altura) y temperatura de descarga, la eficiencia aplicada sería la isoentrópica, o la politrópica (la eficiencia isoentrópica se la designa a veces la adiabática) . Sumando unos 3 – 4 % e eficiencia (pérdidas mecánicas) a los valores de la Tabla 1, generalmente arrojan un buen estimado de la eficiencia termodinámica [2].

Para evaluar el rendimiento  (performance) de un compresor existente, el objetivo es el de calcular la eficiencia de compresión, (η), y requerimiento de potencia.

Propiedades conocidas, y medidas son:

1. Condiciones estandar del flujo de gas, (q_S) más flujo másico ( )
2. Composition del gas (z_i)
3. Presión de succión (P₁) y temperatura (T₁)
4. Presión de  Descarga (P_2­) and temperatura (T₂)

Estimando la Eficiencia – Método Rigorso

La eficiencia Isoentrópica se define por:

La potencia de compresión se puede calcular por:

Donde:

η_Isen           = Eficiencia isoentópica

h₁              = Entalpía de succión calculada a S P₁, T₁, y  composición (z_i)

h₂              = Entalpía de descarga calculada at P₂, T₂, y composición (z_i)

h_2Isen          = Entalpía Isoentrópica a la descarga a P₂ (o T₂), S_2Isen =S₁, y composición (z_i)

m                    = Flujo Másico

El cómputo para la eficiencia de potencia de compresión involucra dos pasos:

1. Determinación del salto entálpico ideal o  isoentrópico (reversible y adiabático) (h_2Isen-h₁) en el proceso de compresión.
2. Determinación del salto entálpico actual  (h₂-h₁).

El cómputo paso a paso basado en una EDE (Ecuación de Estado):

1. Asumir flujo continuo, e.i. m₁=m₂=m
2. Asumir que la composición de la alimentación se mantiene invariante.
3. Calcular la entalpía de succión, h₁=f(P₁, T₁, y  z_i)mas la entropía s₁=f(P₁, T₁, y z_i) mediante la EDE.
4. Asumir un proceso isoentrópico y fijar  s_2Isen = f (P₂, T_2Isen, z_i) = s₁ = f (P₁, T₁, z_i).
5. Calcular la entalpía ideal, (h_2Isen) a condiciones de descarga para los z_i, T₂ (or P₂) y s_2Isen 
6. Calcular entalpía  actual (h₂) at condiciones de descarga para z_i, T₂ y P₂  
7. Calcular la eficiencia isoentrópica por al Ecuación 1: µ_Isen = (h_2Isen – h₁)/(h₂ – h₁)
8. Calcular la potencia por la Ecuación 2:  Power = (m)(h₂–h₁)

Estimando la Eficiencia – método recortado 

El exponente del camino isoentrópico (k) o la relación de capacidad de calor ideal de un gas puede ser calculado por La correlación presentada en el PDM de Mayo 2013.

Donde:

T               = Temperatura, K (°R)

γ               = Densidad relativa del Gas ; razon del peso molecular del gas al peso molecular del aire

A               = 0.000272 (0.000151)

La temperatura actual de descarga basada en un sendero isoentrópico puede ser estimada por:

Resolviendo por la eficiencia isoentrópica,

Similarmente, la temperatura actual de descarga basada en un camino politrópico puede estimarse por:

Resolviendo la ecuación citada arriba, despejando el coeficiente del proceso politrópico  (n):

Conciendo el coeficiente (k) del proceso isoentrópico  (k) mas el coeficiente (n) del camino polytrópico, uno puede calcular la eficiencia politrópica (η_Poly)  en:

El cabezal (altura) isoentrópica se calcula por:

Similarmente, el cabezal (altura) polytrópico se calcula por:

Para un proceso isoentrópico (adiabático y reversible la potencia se obtiene por:

O para un proceso politrópico la potencia es obtenida por:

Alternativamente:

Donde:

Cabezal = Altura del Compresor, m (ft)

Potencia = Potencia del Compresor, kW (HP)

R         = Constante Universal del gas, 848 kg-m/(kmol-K) or (1545 pie-lb_f/(lbmol-°R))

P_S        = Presión a condiciones  Estandar, kPa (psia)

P₁        = Presión de succión, kPa (psia)

P₂        = Presión de descarga, kPa (psia)

T_S        = Temperatura a condiciones Estandar, K (°R)

T₁        = Temperatura de succión, K (°R)

T₂        = Temperatura de descarga, K (°R)

q_S         = Caudal volumétrico del Gas a condiciones Estandar, Sm³/d (pcs/day)

Za       = Factor de compresibilidad ponderado para el gas = (Z₁+Z₂)/2

Z₁        = Factor de compresibilidad del Gas a condiciones de succión

Z₂        = Factor de compresibilidad del Gas a condiciones de descarga

MW     = Peso molecular del gas lb/lbmol

El cómputo para la potencia de compresión debe efectuarse por cada etapa de la misma y luego sumada para todas las etapas correspondientes, las cuales se conectan a una unidad de potencia única.

El  proceso de cómputo paso a paso

1. Calcular el exponente isoentrópico (k) por la Ecuación 3 aplicando la temperatura ponderada definida por T = (T₁+3T₂)/4. Esta manera de temperatura ponderada fue definida por para obtener mejor acuerdo entre el proceso rigoroso, y el de camino recortado.
2. Calcular la eficiencia isoentrópica (η_Isen) por la Ecuación 5.
3. Calcular el coeficiente politrópico (n) por la Ecuación 7.
4. Calcular la eficiencia politrópica (η_Poly) por Equation 8.
5. Calcular las alturas isoentrópicas y politrópicas por las Ecuaciones 9 and 10, respectivamente.
6. Calcular la potencia requerida por las Ecuaciones 11, o la 12.

Caso en Estudio

Un gas natural es comprimido aplicando una unidad de tres etapas. El Diagrama de Flujo del Proceso se muestra en la Figura 1. Para cada etapa, la presión, y temperatura medida son presentadas en la Tabla 1. La composición, y caudales de la corriente de alimentación, más su peso molecular y densidad relativa son presentadas en la Tabla 2.

Tabla 2. Temperaturas y Presiones medidas para las tres etapas de compresión

Tabla 3. Análisis y caudal del gas para las tres etapas de compresión

El diagrama de flujo de proceso indicado en la Figura 1 fue simulado por el conjunto computacional (software) ProMax [5] para lograr los cómputos rigorosos aplicando la EDE SRK. El programa calculó eficiencias politrópicas, e isoentrópicas, alturas, y potencia de compresión. Éste también calculó el  exponente isoentrópico (k), exponente politrópico (n). Éstos cómputos se presentan en la Tabla 3, para las tres etapas bajo la designación SRK .  Los cómputos fueron realizados por ProMax fueron muy similares a los del cómputo paso a paso de a hasta f descrito en La sección previa. El porcentaje de error presentado entre los métodos rigorosos y el recortado son también presentados en la Tabla 3. Ésta muestra el excelente acuerdo obtenido para las etapas 1, y 2. Sin embargo, desviaciones importantes se observan para los exponentes isoentrópicos, y politrópicos de la etapa 3 debido a la alta presión de operación, la cual se desvió excesivamente a las condiciones  del caso para el gas ideal.

Tabla 4. Resumen de resultados para los metodos rigoros y recortados

La Tabla 4 indica que existe un acuerdo aceptable entre los métodos rigorosos y el recortado.  Las diferencias entre éstos aplicables para  las condiciones de planificación y cómputos para las facilidades son despreciables. Para la etapa 3, debido a la operación de alta presión, y el desvío de las condiciones de un  gas ideal, un mayor error fue observado en el exponente isoentrópico (k).

El coeficiente isoentrópico (k) calculado por el ProMax [5] no representa la relación de capacidad de calor (Cp/Cv) de un gas ideal. Éste es el valor del exponente isoentrópico que es requerido para lograr un camino isoentrópico desde la entrada a descarga. Este valor es calculado representativo de una integración del camino. De manera que es algo de un valor “ponderado”   representativo del camino isoentrópico. Par los gases ideales, este valor sería el de la relación (Cp/Cv).

Este error en “k” también ilustra la importancia en especificar cual correlación es la que debe ser aplicada cuando se solicita una prueba de rendimiento (ei, refiérase  al ASME PTC-10 para detalles  adicionales), de manera que el cliente y vendedor se encuentran de acuerdo en la selección del peso molecular (MW) y k para el fluido de la prueba. Para mayor detalle véase  la referencia [6] , mas los PDM de Agosto, y Septiembre 2010. [7,8]

Puede también tener valor notar que cuando se encamina “n” más la eficiencia politrópica para evaluar la condición de una máquina, la certeza relativa de los equipos/instrumentos (transductores de presión y temperatura), y el detalle grafico “mapeo” del rendimiento del compresor a la carta original de comportamiento (volumen actual de flujo vs. velocidad), introduce muchas fuentes de potenciales errores a este proceso de evaluación cotidiano.

Nótese que la certeza de los métodos de vía rápida (recorte) dependen de los valores de k, y n. La definición de la temperatura ponderada en el método rápido fue ajustada para obtener un mejor acuerdo en el exponente (k) isoentrópico obtenido por la vía rigorosa.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar la problemática operacional le sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas  G4 (Gas Conditioning and Processing), PF4 (Oil Production and Processing Facilities), ME46 (Compressor Systems–Mechanical Design and Specifications) y  ME44 (Fundamentals of Pump and Compressors Systems).

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

Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Maddox, R. N. and L. L. Lilly, “Gas conditioning and processing, Volume 3: Advanced Techniques and Applications,” John M. Campbell and Company, 2^nd, Norman, Oklahoma, USA, 1990.
2. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 2: The Equipment Modules, 9^th Edition, 2^nd Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
3. Soave, G., Eng. Sci., Vol. 27, pp. 1197-1203, 1972.
4. Peng, D. Y., and Robinson, D. B., Eng. Chem. Fundam., Vol. 15, p. 59, 1976.
5. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2014.
6. ASME PTC-10, “Performance test Code on Compressors and Exhausters”, 1997.
7. Honeywell, J. “Important Aspects of Centrifugal Compressor Testing-Part 1”, Tip of the Month, August 2010
8. Honeywell, J. “Important Aspects of Centrifugal Compressor Testing-Part 2”, Tip of the Month, September 2010

Durante el transporte de un  crudo, los requerimientos de las potencias de bombeo varían en función de los cambios de la viscosidad. Aumentando el °API o la temperatura ponderada de la línea reduce la viscosidad del crudo. Ésta reducción de viscosidad arroja un Número de Reynolds incrementado, menor factor de fricción, y en efecto, menores potencias de bombeo.

En el Previo del Mes (PDM) de Marzo, 2009, hemos arrojado procedimientos para el cómputo de las caídas de presión tanto en oleoducto, así como gasoductos. La sensibilidad de la caída de presión por fricción con factor de rugosidad de las paredes de las tuberías fue considerada fue demostrada en el  PDM de Agosto 2009. Igual demostramos el efecto del  °API del crudo más la temperatura ponderada de la tubería sobre los requerimientos de bombeo.

En condiciones prácticas, una estación de origen recibe el crudo de almacenamiento y las estaciones de media, tomando su succión desde la zona aguas arriba de la línea. El crudo del tanque se encuentra con frecuencia a temperatura ambiental, mientras que una vez dentro de la línea de flujo, éste crudo enfría (o calienta) a la misma temperatura del subsuelo. En algunas regiones del mundo, el tanque pudiese estar a +38 °C (+100 °F). Las primeras  estaciones intermedias de bombeo podrían operar a  18 °C (65 °F), y las subsiguientes podrían estar a temperatura del subsuelo, o teóricamente  9 °C (48 °F) con algunas variaciones estacionales.

Para reducir ésta caída de presión y aumentar la capacidad del oleoducto, la Industria del Petróleo ha aplicado agentes de reducción de arrastre (drag). Éstos agentes de reducción de arrastre, o polímeros de reducción de arrastre, son aditivos en las tuberías que disminuyen la turbulencia en éstas. Usualmente aplicado en las líneas de transporte de crudo, ellas aumentan la capacidad del oleoducto por reducción de turbulencia, así permitiendo mayor fluidez de más eficiencia [1]. En adición a estos agentes de reducción de arrastre, otro grupo de químicas llamadas “Aditivos Incorporados”, que igual reducen la viscosidad del crudo, también pueden ser empleados. Halloran presentó una serie de artículos de lectura general sobre éstos aditivos químicos [2-4].

En este Previo del Mes (PDM), demostraremos el efecto de un aditivo incorporado sobre la viscosidad de un crudo, y consecuentemente sobre la caída (distribución) de presión durante el transporte por oleoducto de un crudo.

Caso en Estudio: Parte 1 – Reducción de Viscosidad.

La viscosidad cinemática medida en el laboratorio para distintas muestras de crudos de distintos °API sin y con “Aditivos Incorporados” ” a 50 °C (122 °F) reportados por la Oil Flux Americas [6] se muestran en la Tabla 1. La densidad calculada, viscosidad absoluta, y porcentaje de reducción de ésta para cada muestra a 50 °C (122 °F) , se reportan en esta Tabla. Como es notado en la misma, mientras menor el °API (crudo mas pesado), mayor es la reducción de la viscosidad. Las viscosidades cinemáticas medidas como función del °API  se observan en la Figura 1. La viscosidad absoluta se obtiene multiplicando la cinemática por la densidad relativa. Los valores correspondientes de éstas viscosidades absolutas se ven en la Tabla 1 para las muestras de crudo “Sin”  y “Con”, aditivos, respectivamente.

Tabla 1. Viscosidad cinemática medida [6] y viscosidad absoluta para varias muestras de crudos a 50 °C (122 °F) sin, y con el aditivo químico

Las viscosidades absolutas (µ) at 50 °C (122 °F) fueron ajustadas a una ecuación cuadrática como sigue:

Caso en Estudio: Parte 2 – Cómputos de la caída de presión.

Para un caso en estudio, consideremos un oleoducto de 55 km (34.18 millas) con diámetro externo de 406.4 mm (16 in) manejando un crudo con dos caudales de  7,950  y 15,900 m³/d (50,000 and 100,000 bbl/día). El espesor de la pared se estima en 5.7 mm (0.225 pul.). La rugosidad de la pared es de 46 micrones (0.0018 pul) o una rugosidad relativa (ε/D) de  0.0001.Los procedimientos bosquejados en el PDM de Marzo, 2009 fueron aplicados para calcular las caídas de presión debido a la fricción. Debido a que el propósito de este estudio fue el de evaluar el impacto de los aditivos, se ignoró el diferencial de elevación.

Igual es asumido que la temperatura de la línea es constante en 50 °C (122 °F). El cambio en el diferencial de presión (ΔP) atribuible al diferencial de viscosidad del crudo será calculado y presentado  en las secciones a continuación.

Las Tablas 2a y 2b muestran los diferenciales de presión para cuatro distintos crudos con variación en sus viscosidades medidas en Sistema Internacional (SI) así como unidades de campo (PLS [FPS] – Pie –Libra – Segundo) respectivamente. Las viscosidades absolutas medidas fueron aplicadas para el cómputo de las caídas de presión en todos los casos. El caudal de flujo es de  7,950 m³/d (50,000 bbl/día). La Tabla 2 indica que el uso de los aditivos imparte una reducción de hasta 24% en las subsiguientes caídas de presión logradas en este estudio. Los resultados en esta Tabla igual indican que este porcentaje de reducción de caída de presión (0.5% para el crudo mas liviano) no es del nivel de reducción en la viscosidad (3.7% para el crudo liviano). Otra observación es que la reducción en viscosidad y consecuentes caídas de presión para los crudos livianos no es tan significante como el de los crudos pesados.

Tabla 2a. Caídas de Presión en los oleoductos para cuatro crudos distintos con y sin aditivos a 50 °C y caudal de 7,950 m³/d

Tabla 2b. Caídas de Presión en los Oleoductos para cuatro crudos distintos sin y con aditivos a 122 °F y un caudal de  (50,000 bbl/diá).

Tabla 2c. Numero Reynolds y factor de fricción para los casos en las Tablas 2ª. Y 2b.

Similarmente, para un caudal de 15,900 m³/d (100,000 bbl/día), Tablas 3a and 3b muestran las caídas de presión para los mismos crudos con variación de viscosidades. Las Tablas 3ª, y 3n indican que mientras aumentas los flujos, se observa menor reducción en las caídas de presión si la misma se torna turbulenta. Para el caso de 16.4 °API, la reducción en la caída de presión es de 6.6 % comparado con una reducción de 20.7 %  cuando el flujo era de 7,950 m³/d (50,000 bbl/día). El número de Reynolds, y factor de fricción calculados para los casos de flujos menores y mayores se observan en las Tablas 2c. y 3c. respectivamente.

Tabla 3a. Caídas de Presión en los Oleoductos para cuatro crudos distintos sin y con aditivos a 50 °C y un caudal de  15,900 m³/día.

Tabla 3b. Caídas de Presión en los Oleoductos para cuatro crudos distintos sin y con aditivos a 122 °F y un caudal de 100,000 bbl/día.

Tabla 3c. Numero Reynolds y factor de fricción para los caso de la Tablas 3a. y b.

Para poder mostrar el impacto de los aditivos químicos sobre la capacidad del oleoducto para la misma caída de presión, consideremos un crudo pesado de  12.7 °API. Como se muestra en la Tablas 2a y 2b , dado un flujo de 7,950 m³/d (50,000 bbl/día) la caída de presión sin aditivo fue de 4.684 MPa (679 lpca). Para la misma caída de presión y empleando el uso de la química, la capacidad aumenta a 10,472 m³/d (65,865 bbl/día). Esto es equivalente a un aumento de 31% en el aumento de la capacidad. Similarmente, con referencia a las Tablas 3a, y 3b , dado un caudal de 15,900 m³/d (100,000 bbl/día), para el caso sin el aditivo, la caída fue de 9.367 MPa (1358 lpca). El caudal calculado asumiendo la misma caída de presión fue de 20943 m³/d (131,730 bbl/día). Una vez más un aumento de 31 % en la capacidad de la línea es observada.

Conclusiones:

Se pueden arrojar las siguientes conclusiones basadas en este estudio de casos:

1. Los mecanismos de cómo funcionan los reductores de arrastre, son distintos a los de incorporación de aditivos químicos. Éstos reducen la viscosidad.

2. Utilizando aditivos químicos incorporados se puede lograr una reducción de viscosidad, y consecuentemente una reducción significativa de las caídas de presión en los oleoductos. Para las líneas existentes esto significa un aumento en la capacidad y/o reducción en la requerida potencia de bombeo.

3. La reducción de viscosidad y caída de presión son más significativos para los crudos pesados. Mientras se aliviana el crudo el efecto de los aditivos químicos disminuye. A menores temperaturas, la viscosidad aumenta; de manera que el impacto de los aditivos químicos igual pudiese  ser mayor para los crudos livianos.

4. El porcentaje de reducción de las caídas de presión no es siempre de la misma magnitud  que el porcentaje de reducción en la viscosidad.

5. La incorporación de los aditivos químicos son mas eficaces para el régimen laminar de flujo y/o crudos pesados..

6. Un análisis de costo total basado en un diseño hidráulico mas los aditivos químicos con la consideración de SSA (HSE),  (Salud, Seguridad, y Ambiente) debe ser efectuado para un diseño de máxima efectividad para el diseño, y operación.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares, y como minimizar sus problemas operacionales, le sugerimos su asistencia a nuestras sesiones G4 (Gas Conditioning and Processing), PF4 (Oil Production and Processing Facilities), PL22 (Pipeline Systems Overview) and PL42 (Onshore Pipeline Facilities – Design, Construction and Operations).

Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

References:

1. Wikipedia, http://en.wikipedia.org/wiki/Drag_reducing_agent, 2015

2. Halloran, M.D., “Taming Crude Behavior: Understanding production

Additives – Part 1”, PennEnergy, Oil & Gas, September 22, 2014

3. Halloran, M.D., “Taming Crude Behavior: Understanding production

Additives – Part 2”, PennEnergy, Oil & Gas, September 24, 2014

4. Halloran, M.D., “Taming Crude Behavior: Understanding production

Additives – Part 3”, PennEnergy, Oil & Gas, September 26, 2014

5. Halloran, M.D., “Incorporative Production Additives Lower HSE Concerns & Improve Processes”, Upstream Pumping-Wellhead Technology & Services, January/February 2015, http://upstreampumping.com/article/2015/incorporative-production-additives-lower-hse-concerns-improve-processes/

6. Oil Flux Americas, LLC, www.oilfluxamericas.com, 2015

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

Las Tamices moleculares se aplican aguas arriba a las unidades de turboexpansión, y Facilidades GNL (LNG) para deshidratar el gas a < 0.1 ppmv contenido de agua. En la Industria del Gas Natural, las Tamices Moleculares emplean calor para despojar el agua de adsorción- La Figura 1 muestra en esquema de una unidad de dos contactoras: la Figura 3 muestra una de tres contactoras.

El calentamiento/enfriamiento cíclico de un adsorbente resulta en una declinación de su capacidad (lbagua/lbadsorbente ; kgagua/kgadsorbente) debido a una pérdida gradual de su estructura cristalina y/o cerradura de los poros. Una causa de mayor preocupación para la caída en la capacidad es la contaminación de las tamices moleculares debido a un arrastre de líquido proveniente de los equipos de separación aguas arriba.

La Figura 3 muestra una curva genérica de declinación de capacidad. Unas cuantas observaciones importantes se pueden lograr de esta Figura 3:

1. La vida del adsorbente es una función del número de ciclos, no del tiempo de calendario.
2. La declinación de capacidad es pronunciada al inicio pero luego se horizontaliza. Esto asume que no existen eventos de cambios de pasos tales como el arrastre de líquidos tales como los LGN , glicol, y aminas, fallas en los soportes de lecho, etc.
3. Mostrados en la figura se observan curvas “Buenas” , “Promedias” , y “Pobres” que son funciones de factores específicos de sitio.
4. Ubicando un punto de data en la Figura 3 de una prueba de comportamiento permite la extrapolación de la curva de declinación de la unidad en cuestión.

Si el circuito de regeneración posee exceso de capacidad sobre las “condiciones normales de diseño”, e.i. factor de diseño, el sistema posee un tiempo en (de) espera (stand by). Es exceso de capacidad permite la reducción del tiempo en línea de adsorción, el tiempo de “darle vuelta a los lechos” por regenerar los lechos en menor tiempo de ciclo. Cuando se implanta un proceso de diseño de una unidad de adsorción, es recomendable agregar un 10 – 20 % de exceso de capacidad de regeneración.

Por cuanto las curvas de declinación de capacidad se horizontalizan, el tiempo de espera disponible puede extender la vida de las tamices moleculares cuando la unidad opera en tiempo fijos de ciclos. Otras opciones de operación incluyen: permitir lograr el tiempo de brote de agua; y, reducción de los ciclos de tiempo de ciclaje en paso discretos a través de la vida del adsorbente.

             Para ilustrar los beneficios del tiempo de espera, considere el siguiente caso en estudio. Una Planta de procesamiento del gas natural ha comisionado una nueva unidad de deshidratación por tamices moleculares de 3 contactoras para procesar  11.3 x 10⁶ m³ est./d (400 MMpcsd) aguas arriba a una facilidad de recuperación profunda de etano. La unidad debe cumplir 3 años antes de la necesidad de recargar, y el reacondicionamiento de planta se basa en esta expectativa. Se asumen las siguientes presunciones:

• Sistema de 3 contactoras ( 2 torres en adsorción, 1 en regeneración)
• Aislamiento externo
• DI del la torre = 2.9 m (9.5pies)
• Cada torre posee 24630 kg [54300 lbm] de perlas de tamiz de tipo of Type 4A 4×8
• La Unidad de Regeneración capaz de manejar un 15% adicional de flujo
• La Unidad es operada en tiempos fijos de ciclaje
• No ocurren eventos de cambios en etapas tales como el arrastre líquidos, pobre distribución de flujo, etc.

Tabla 1. Bases de diseño para el caso en estudio

Table 2. Resumen del Diseño para el caso en Estudio

            Los cómputos acá presentados son válidos par regeneraciones de baja presión (menos de 4100 kPa (600 lpca)). Aplicando los conceptos delineados en el Capítulo 18 del Volumen 2 [1] del Gas Conditioning and Processing Equipment Modules (Edición 9ª ), vemos un factor de vida, FL, de 0.6 posterior a los 3 años (1095 ciclos) de operaciones en condiciones de diseño. Este punto se ubica ligeramente por encima de la curva de vida “Promedio” presentada en la Figura 4. Nótese que para el caso de una unidad de 3 torres, el flujo admitida en cada torre de las duales (2) durante el proceso de adsorción es el 50% del caudal total. Esto implica que el tiempo del ciclo son 16 horas; sin embargo los cambios de lecho de las unidades en adsorción se realizan cada 8 horas.

Después de 12 meses de operación, una Corrida de Prueba de Rendimiento (Performance Test Run) es conducida. Los resultados se presentan en la Tabla 3. El flujo de alimentación y temperatura son ligeramente menores a los valores de diseño. Se registra un tiempo de brote de zona de agua de 20.9 horas. El FL se determina (aplicando los conceptos del Capítulo 18) a ser 0.68 después de 365 ciclos (un año de operación). Es importante y útil reconocer la secuencia de ecuaciones de los conceptos adelantados en el Capítulo 18 por las Ecuaciones 18.5 al 18.10 para poder lograr el valor citado del FL. Este punto de data se muestra en la Figura 5, y se ve ligeramente por debajo la curva genérica “Promedio”. Debe notarse que la pendiente de la curva se horizontaliza. Como el PTR  es menor que el de diseño, las tamices moleculares sufrirán  adelantado irrumpimiento de agua si se opera a las condiciones de diseño en un periodo de tres años. La Figura 6 indica el factor de vida, FL  , proyectado post 3 años de servicio operacional. Si la declinación de capacidad continúa la misma tendencia tal como arroja el PTR el citado irrumpimiento de agua ocurrirá después de 750  ciclos, o ligeramente mas de los 2 años partiendo del arranque del equipo si persisten las operaciones a las condiciones de diseño. Esto es mostrado en la Figura 7.

Tabla 3. Resultados de la Corrida de Prueba de Rendimiento de después de 12 meses de operación

Por cuanto la unidad posee un circuito de regeneración que puede manejar un 15% adicional de flujo, el ciclo complete de regeneración, (calentamiento, enfriamiento, pre y des – presurización) puede ser reducido a 7 horas. Esto permite el cambio de operación con mayor rapidez.

Empleando el tiempo reducido del ciclo (el ciclo completo es ahora 21 horas vs las 24 originales), vemos un FL = 0.53. Esta acción se realiza por cuanto menor cantidad de agua es adsorbida por ciclo. Esto ocurre en un marco de 1500 ciclos como se muestra en la Figura 8.

Si la Planta elige aprovechar este tiempo en espera y operar a un tiempo de ciclo reducido inmediatamente posterior al PTR, las tamices moleculares deben durar  unos 2.7 años adicionales, resultando en una vida total de 3.7 años. En este caso, el tiempo en espera permitirá que la planta opere hasta el tiempo planificado de re potenciamiento.

Podemos arrojar las siguientes conclusiones de este caso en estudio:

1. Los métodos presentados le permite al usuario estimar la declinación de su adsorbente basado en una sola corrida de prueba de rendimiento para las tamices moleculares empleando regeneración de baja presión. Esto permite la formulación de un plan de acción temprano con credibilidad.
2. Factores específicos de sitio determinarán la curva de declinación de su unidad. Consecuentemente, conduciendo más de una corrida de prueba de comportamiento es altamente recomendable. Un separador de entrada de bajo rendimiento, por ejemplo, podría resultar en la unidad arrojando en factor de declinación más pronunciado que el indicado en las curvas genéricas mostradas en la Figura. 3
3. El tiempo en espera ofrece un alto grado de flexibilidad operacional por cuanto tienden a horizontalizarse; siempre intente poseer un tiempo en espera en cualquier diseño nuevo de tamices moleculares.
4. Capacidad de adsorción es función del número de ciclos, y no del tiempo de calendario.
5. Procure instalar un buen filtro coalescente aguas arriba de la unidad de adsorción para mantener los contaminantes fuera del sistema.

El criterio discutido en este Previo del Mes debe ayudar al Ingeniero de Procesos en su planificación para el inevitable reemplazo de las tamices moleculares en su facilidad de deshidratación.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar sus problemas operacionales, le sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing) y PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

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

By: Harvey M. Malino

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.

El agua se produce con el petróleo y gas. Un pregunta que viene a la mente es: “Porqué es importante el agua?” La presencia del agua puede incurrir en la corrosión, congelamiento y la formación de hidratos. Todos estos problemas se propician por la presencia de los gases ácidos tales como el H₂S , y el CO₂.  El contenido de agua de un gas depende de la temperatura, presión, y composición del gas conteniendo el agua. El gas agrio es capaz de retener mayor cantidad de agua que un gas dulce a las condiciones típicas de operaciones, las cuales se observan en una facilidad de deshidratación del gas.  Existen varios métodos para logra el cómputo de este contenido de agua de un gas agrio. Los detalles de éstos se pueden revisar en el Capítulo 6 del Volumen I del “Gas Conditioning and Processing” [1], mas el Captítulo 20 del Manual de Data del GPSA (Gas Processors and Suppliers Association) [2].

En el PDM de Noviembre 2007, hemos discutido el comportamiento fásico de un gas agrio saturado con agua. Aplicando data experimental, también demostramos la certeza del método simplificado de Maddox, et. al. [3] mas un proceso rigoroso basado en una ecuación de estado.

En este PDM, presentaremos un juego de correlaciones y tablas simplificadas para estimar el contenido de agua de un gas agrio directamente, sin tener que averiguar éste mediante la condición para un gas dulce. Éstas correlaciones se basan en las tablas de  Wichert and Wichert, la (Figura 20-9 del Manual  de datos GPSA),  más la ecuación  Wagner and Pruss  para el  vapor de agua, así como la correlación Bukacek  para el estimado  del contenido de auga de un gas dulce. Las correlaciones adelantadas son válidas hasta presiones de 24 mPA (3500 lpca), temperaturas hasta  175°C (350°F),  y concentraciones equivalentes del H₂S hasta 50 % mol. La certeza de la correlación propuesta fue comparada contra data limitada experimental, y un método rigoroso aplicando una ecuación ce estado.

Correlaciones y Cartas Propuestas

La presión de vapor del agua pura entre 0 hasta 360, (32 to 680) puede ser calculada por la ecuación Wagner-Pruss [5].

Donde:

 τ = 1 – (T/T_C)

La temperature crítica, T_C = 647.096 K y presión crítica , P_C = 22.064 MPa, T en K, y  P^V in MPa, mas

a₁ = −7.85951783,     a₂ = 1.84408259,     a₃ = −11.7866497,      a₄ = 22.6807411,

a₅ = −15.9618719,     a₆ = 1.80122502

Bukacek [6] sugirió una correlación relativamente sencilla para la retención del vapor de agua para un gas dulce como sigue:

Donde T es en °F and P^V and P deben reflejar las mismas unidades  (kPaa o lpca).  Esta correlación es reportada a ser precisa para temperaturas entre 15.5 and 238°C (60 y 460°F) y para presiones entre 0.10 hasta 70 MPa (15 a 10,000 lpca).

Basado en el gráfico de Wichert y Wichert, el contenido de agua de un gas agrio se puede aproximar multiplicando ésta valor para el gas dulce por un factor, F, el cual corrige por el debido contenido de agua. Este factor, F, es función de la concentración equivalente del H₂S (HEC), presión y temperatura. La concentración equivalente del H₂S se define por:

Para poder desarrollar la correlación apropiada, hemos definido un término intermedio representado por X, como función de la temperatura y HEC, e.i. X= f(T,HEC).

X = α + βT + γT²                                                                                                  (5)

donde T es  en °F mas:

α = 195.262 / [1+26.162 e^(-0.0957HEC)]                                                                    (6)

β = -0.8374 / [1+ 27.813 e^(-0.0991HEC)]                                                                    (7)

γ = 0.0011 / [1+ 22.051 e^(-0.0861HEC)]                                                                      (8)

El factor de corrección para el índice agrio, F, se define como:

F = a + bX + cX²                                                                      (9)

Donde X es calculado por la Ec. (5), y los parámetros a, b, y c se expresan en términos de la presión (P) en lpca como sigue:

a = 1.00 + 6.73×10^-5P – 8.98×10^-8P² +4.48×10^-11P³ – 6.55×10^-15P⁴                       (10)

b = 0.00059 – 1.78×10^-7P + 5.28×10^-9P² – 2.03×10^-12P³ + 2.79×10^-16P⁴                  (11)

c = 3.18×10^-6 + 3.24×10^-8P + 3.08×10^-11P² +2.28×10^-16P³ – 2.60×10^-19                (12)

Las ecuaciones 5 – 12 pueden ser aplicadas para un rango de 0 %<HEC< 50 %. Sin embargo, para generar resultados de mayor certeza dentro de un rango de 0% < HEC < 10% éste factor de corrección F_HEC (igual al F de la ec. 9) puede ser interpolado entre F a HEC de cero (gas dulce) , y un F al HEC de 10 (F_HEC10%) calculado por las ecuaciones 5 -12 como sigue:

F_HEC = F_HEC10%   (F_HEC10% 1)(10 HEC)/10                                                   (13)

Procedimiento para el Cómputo:

1. Calcular el contenido de agua para un gas dulce por las Ecs. 1, 2, and 3.
2. Calcular el HEC (concentración equivalente del H₂S) mediante la Ec. 4.
3. Calcular X más los parámetros por las Ecs. 5 hasta la 8.
4. Calcular el Factor de Corrección Agrio (F) por las Ecs. 9 hasta la 13.
5. Calcular el contenido de agua del gas agrio multiplicando el contenido del gas dulce (Paso 1) por el Factor  de Corrección Agrio , F, : (Pasos 2-4).

Basado en las correlaciones y procedimiento sugeridos varias tablas fueron generadas aplicando una hoja de cálculo. Las Figuras 1, 2, y 3 presentan los Factores de Corrección Agrio para presiones de 140, 1400, and 21000 kPaa (20, 203, and 3045 lpca), respectivamente.

Evaluación del Modelo

Para evaluar la certeza de las correlaciones propuestas, el contenido de agua de varias mezclas de gases agrios fueron calculadas y comparadas contra data experimental más otros métodos de cómputo aligerado, y adicionales más rigorosos. La comparación de 12 mezclas de gas agrio para dos isotermas y presión de 1380 kPaa (200 lpca) adjunto a varias mediciones de contenido de agua del GPSA RR 174 [7] analizados en este estudio se presentan en la Tabla 1. El contenido de agua pronosticado mediante las correlaciones propuestas se comparan con esta data experimental más los resultados obtenidos de Maddox, et. al. [3], y ProMax [8]. El porcentaje de desviación entre los resultados predichos son presetnados en la Tabla 1.

El contenido de agua computado por estos tres métodos se grafican contra la data experimental en las Figuras 7, y 8 para las dos isotermas de 48.9 y 93.3 °C (100, y 200 °F) respectivamente. La Figura 7 indica que aunque existen desviaciones entre la data pronosticada y la experimental, los resultados de estos tres métodos  se ven en acuerdo entre los mismos. La Figura 8 indica un mayor acuerdo entre la data pronosticada y experimental, pero el acuerdo entre la data expuesta no se vende un acuerdo tan explícito como en la Figura 7.

Tabla 1. Comparación del contenido de agua  pronosticada por las correlaciones propuestas (W-W), Maddox, et. al. Y ProMax con la data experimental [5] de varias mezclas de gases agrios a 1380 kPaa (200 lpca).

Conclusiones

Las siguientes conclusiones se pueden adelantar basadas ésta en los resultados de este estudio:

1. Basado en las cartas de Wichert y Wichert para el contenido de agua para un gas agrio un conjunto de correlaciones (Ecuaciones 5 al 12) para un cómputo mediante hoja de cálculo fueron desarrolladas y presentadas.
2. Las correlaciones expuestas presentan validez para presiones hasta 14 MPa (3500 lpca), temperaturas hasta 175°C (350°F) y concentración equivalente del  H₂S hasta el 50 % molar.
3. Basado en las correlaciones desarrolladas, un juego de cartas fáciles de aplicar (Figuras 4 al 6) fueron preparadas y presentadas, las cuales pueden ser empleadas para calcular el contenido de agua de un gas agrio directamente. Contrario al intento original de las cartas de Wichert y Wichert no es requerido identificar el contenido de agua para el gas dulce.
4. Como ejemplo, la certeza de éstas correlaciones desarrolladas fueron comparadas contra date experimental limitada a baja presión de 138 kPaa (200 lpca).

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como optimizar los problemas operacionales, les sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing – Special), G6 (Gas Treating and Sulfur Recovery) y PF81 (CO₂ Surface Facilities).

PetroSkills ofrece servicios de consultoría sobre este tema y muchos adicionales. Para mayor información sobre éstos, les invitamos su visita a nuestra dirección en la red al consulting@PetroSkills.com.

Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por : Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Campbell, J.M., “Gas conditioning and Processing, Vol. 1: The Basic Principles”, 9^th Edition, 2^nd  Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
2. GPSA Engineering Data Book, Section 20, Volume 2, 13^th Edition, Gas Processors and Suppliers Association, Tulsa, Oklahoma, 2012.
3. Maddox, R.N., L.L. Lilly, M. Moshfeghian, and E. Elizondo, “Estimating Water Content of Sour Natural Gas Mixtures”, Laurence Reid Gas Conditioning Conference, Norman, OK, Mar., 1988.
4. Wichert, G. C. and E. Wichert, “Chart Estimates Water Content of Sour Natural Gas,” Oil & Gas J., p. 61, Mar. 29, 1993.
5. Wagner, W.  and Pruss, A.,  J. Phys. Chem. Reference Data, 22, 783–787, 1993.
6. Bukacek, R.F., “Equilibrium Moisture Content of Natural Gases” Research Bulletin IGT, Chicago, vol. 8, 198-200,  1959.
7. Ng, H.-J., C.-J. Chen, and H. Schroeder, “Water Content of Natural Gas Systems Containing Acid Gas”, Research Report RR-174, Gas Processors Association, Tulsa, OK, 2001.
8. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2014.

En este Previo del Mes, reflexionaremos hasta el mes de Diciembre 2008, y obtendremos un recordatorio de la Junta Directiva del Consejo Químico de los Estados Unidos (United States Chemical Safety Board (CSB)) para mantener el enfoque en la seguridad de los procesos, y prevención de accidentes durante este período de bajos precios del petróleo.

Durante la baja económica del 2008, los precios del crudo sufrieron bajas significativas. La última rebaja de estos precios es similar. Durante el  período previo, el CSB produjo un mensaje por video pidiéndole a las Empresas mantener el enfoque en la seguridad de los procesos. Este mensaje posee mucha relevancia hoy día.

Seguridad en los Procesos

En el pasado, las condiciones del Mercado han ocurrido en donde los precios del crudo han resultado bajos, tales como vemos en ocurrencia hoy día. La reducción de los gastos Corporativos durante estos períodos eventos de rebaja en los precios, han incidido en incidentes nocivos de seguridad años después. En el 2008, el coordinador ejecutivo de la CSB, John Bresland, adelantó un recordatorio a las Empresas de Petróleo que es importante mantener el enfoque en la seguridad de procesos, aun cuando los precios estén bajos. Esto se cumplió a través de una publicación de prensa y un mensaje por video, los cuales se ven apropiados en este tiempo [1].

Bajos precios del petróleo, combinados con las huelgas de los trabajadores en las Refinerías de los EEUAA aumenta los retos que deben afrontar los gerentes para asegurar la seguridad en los procesos como valor fundamental de las organizaciones.

Manteniendo los gastos de capital así como los operativos durante estas condiciones de mercado puede impulsar a algunos a tomar algunos recortes en su toma de decisiones sin considerar todas las implicaciones en la seguridad de los procesos de estas acciones. El previo de prensa adjunto y mensaje por video sobre la seguridad es tan apropiado para la fecha, así como fuera en el 2008. Este mensaje por video sería un excelente tópico para el momento de seguridad, con suerte nos permitirá mantener el enfoque en la seguridad de los procesos.     

Diciembre 22, 2008

En el primer video-mensaje, el Coordinador Ejecutivo de la CSB, John Bresland solicita que la Industria mantenga su Enfoque en la Seguridad en los Procesos, y Prevención de Accidentes Durante la Recesión.

Washington, DC, 22 de Diciembre, 2008 – En su primer video- mensaje de seguridad, el
Coordinador Ejecutivo del CSB John Bresland indicó que las Empresas Químicas deben continuar su dedicación en la seguridad de los procesos y mantenimiento preventivo, aun cuando las bajas económicas recorten las ventas y ganancias.

El video de cuatro minutos fue presentado en YouTube.com (http://www.youtube.com/safetymessages) y el texto fue puesto en la dirección  Blogger.com (http://safetymessages.blogspot.com).

“Mi mensaje de seguridad para las Empresas Químicas y de Petróleo es claro: hasta en los períodos de rebajas económicas, los gastos asociados con la seguridad en los procesos debe ser mantenido”, expuso el Coordinador Bresland en el mensaje. El notó que la investigación del CSB en el desastre de la Refinería de Texas City del 2005, expuso las decisiones corporativas tomadas durante los años 1990, cuando los bajos precios del petróleo impulsaron recortes en mantenimiento, capacitación, y puestos operacionales en las plantas.

“Desafortunadamente, en el país, los accidentes en las refinerías continúa ser preocupantes”, expuso el Coordinador Bresland, apuntando tres accidentes mayores que ocurrieron en refinerías este año, incluyendo un incendio en Tyler el mes pasado el cual incendió mortalmente a dos trabajadores y obligó el cierre de la refinería durante dos meses. “Hoy, mientras los precios de la gasolina se mantienen bajos las empresas deben sopesar cada decisión para asegurar que todos; los trabajadores de planta, contratistas, y las comunidades se vean protegidas”.

Mensajes de seguridad presentan una nueva herramienta de comunicación, la cual consiste de videos cortos del Gerente Coordinador y otros miembros de la Junta. En las semanas venideras, nuevos mensajes serán presentados sobre una variedad de los acontecimientos corrientes y la seguridad en los procesos.

“Animo a todos los accionistas, para que se unan a la discusión en  YouTube.com y Blogger.com  en donde pueden compartir sus ideas sobre el tema de estos mensajes,” ha dicho el Gerente Bresland. Los comentarios e ideas sobre mensajes del futuro sobre la seguridad igual pueden ser enviados por correo electrónico al safetymessages@csb.gov.

El CSB es una agencia federal independiente cuyo cargo es la investigación de los accidentes químicos industriales. Los miembros de la junta directiva de la agencia son nombrados por el presidente y confirmado por el senado. Las investigaciones CSB revisan todos los aspectos de los accidentes de naturaleza química, incluyendo las causas físicas tales como la falla de los equipos, así como las insuficiencias en las regulaciones, estándares de la industria, y el manejo de los sistemas de seguridad.

La Junta no emite citaciones o multas pero si arroja recomendaciones para las plantas, organizaciones de la industria, grupos laborales, y las agencias reguladoras tales como la OSHA, y la EPA. Visite nuestra dirección en la red, www.csb.gov.

Para mayor información, contacte a Daniel Horowitz al (202) 261-7613 o Hillary Cohen al (202) 261-3601.

Para informarse adicionalmente sobre la seguridad en los procesos, les sugerimos su asistencia a nuestras sesiones HS 45- Risk Based Process Safety Management o PS-2, Fundamentals of Process Safety.  Para mejorar sus destrezas sobre la ingeniería de seguridad en los procesos sugerimos su asistencia a cualquiera de nuestros eventos sobre los fundamentos del tema JMC foundation courses  o nuestro curso, PS 4 – Process Safety Engineering.

PetroSkills  ofrece sus conocimientos de consultoría sobre este tema y muchos adicionales. Para mayor información, visite nuestra dirección en la red al   http://petroskills.com/consulting,  o nos envían correo electrónico al consulting@PetroSkills.com.

By: Clyde Young

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. United States Chemical Safety Board, Press Release, December 22, 2008.

En este Previo del Mes (PDM) discutiremos como se puede determinar la solubilidad y equilibrio instantáneo del CO₂ en el agua a presiones y temperaturas comúnmente asociadas con las facilidades de producción y recolección. Esto se ve principalmente importante relacionado con la Inyección de CO₂ relacionada con Recuperación Mejorada por cuanto la concentración del CO₂ es elevada y las presiones iniciales de separación se ven a mayor nivel de lo común en comparación con los de aquellos campos no asociados con la RMC empleando el  CO₂. Estas dos condiciones resultan en la importante disolución del  CO₂ en el agua de producción con el resultante desprendimiento del gas aguas debajo de los Eliminadores de Agua Libre (FWKO), tratadores, y tanques. En los campos maduros de barrido con CO₂ y esquemas de Inyección Alterna de Gas – Agua (WAG), es probable que la mayoría del gas de despojo en los separadores aguas abajo vendría del agua de producción.

Mientras que este PDM es significativo principalmente para aquellos campos de inyección del CO₂, el siguiente análisis es general en su naturaleza; también tendría aplicación en aquellas instancias indicando similares problemas de solubilidad del CO₂. Este estudio asume que no existe presencia del H₂S. Éste tendría algo mayor de solubilidad que el CO₂ lo cual llevaría mayor cantidad del gas de equilibrio de los FWKO y tanques. Mayor del 5% del  H₂S levaría como consecuencia el aumento la solubilidad del H₂S en el agua.

Un caso relacionado con un campo hipotético demostrará a continuación como se debe calcular la solubilidad del CO₂  más sus volúmenes liberados. La configuración del campo se ilustra en la Figura 1.

Una configuración común para el barrido de CO₂ es la de contar con sistemas de recolección de tres etapas de equilibrio (flash). El primero de éstos se encuentra en los separadores de campo, la segunda etapa se ubica en el FWKO, y la tercera instancia en los tanques. Un numero de pozos se dirigen hacia los separares de campo, logrando la primera instancia de equilibrio de los líquidos. Para los propósitos de este caso, todos los separadores se asumen son operados a presión, y temperatura única. La cantidad de gas de los separadores de Campo no se podrán predecir del análisis presentado en este PDM. En su vez, el gas proveniente de este nivel es el resultado de los flujos complejos dentro del yacimiento hacia la completación  del pozo y hasta el separador. Este análisis es aplicable para los dos equilibrios (flash) siguientes que resultan del líquido fluyente hacia el FWKO, y luego al tanque de agua, Nótese también que el gas proveniente del crudo (el cual incluye tanto el gas de solución más el CO₂  el cual también será volumen importante) se encuentran fuera del alcance de este estudio.

Con la previa Figura y discusión  presentada,  la orientación del problema se define como sigue:

Una inyección/barrido de CO₂ se encuentra en operación. Un Separador de Campo opera a 15.6 °C (60 °F)  y 1483 kPam (215 lpcm) y el gas del sistema de recolección es de 87.5% CO₂. Los líquidos fluyen de los Separadores de Campo hacia una batería central en donde el FWKO no calentado opera a  15.6 °C ( 60 °F) y 207 kPam (30 lpcm) y el gas de éste es 89.7% CO₂.  Los tanques operan a 3.45 kPam (0.5 lpcm.). La presión atmosférica es 93.1 kPaa (13.5 lpca). El agua proveniente del campo es de  3180 STm³/d (20,000 bbl/dia) y refleja 4 %peso en las sales. Determinen la cantidad del gas liberado del agua de producción en el FWKO, y los tanques de producción. El análisis tiene su inicio en determinar el CO₂ en solución dentro de los separadores de producción. Éste gas de solución se determina de la Figura 2, presentada a continuación.

Paso 1. Determinen la cantidad de CO₂ en solución dentro del agua del Separador de Campo de las Figuras 1,2. Determinen la presión parcial del CO₂ en la fase de gas en este Separador cuya presión es 1380 kPam (200 lpca).  Luego lean la saturación del gas a la temperatura de separación, la cual es 15.6 °C (60 °F).  El gas de solución se observa en un nivel de  11.23 Sm³/STm³ (63 scf/bbl). Lo esencial del proceso es medir la composición de salida del Separador de Campo.

Nótese que las curvas para 0 °C (32 °F) cesan a 2069 kPam (300 lpca), 4.4 °C (40 °F) cesan a 2759 kPam (400 lpca), y 15.6 °C (60 °F) finalizan  a 4828 kPam (700 lpca) presión parcial de CO₂.  Esto se observa por cuanto se condensa como líquido a presiones mayores. Ningún diseño debe contemplar la separación de estar el CO₂ en fase líquida. Su densidad se aproximaría a la del crudo, así inhabilitando su separación. La curvas, en sí, no deben extrapolarse más allá de estos puntos finales; el carácter de las mismas cambian estando el CO₂ en fase líquida.

No es fácil leer la saturación en los FWKO, y aun más detallado determinar la información de los tanques, de manera que un “aumento” (vista ampliada) del gráfico se ha preparado como la Figura 3. La co-ordenada “X” es ahora cero a 690 kPaa, (100 lpca) en vez de cero a 5517 kPaa (800 lpca) La co-ordenada “Y” es ahora cero a  8.92 Sm³/STm³ (50 pcs/bbl) en vez de cero a 35.66 Sm³/STm³ (200 pcs/bbl).

Paso 2 – La solubilidad del CO₂ en el agua del FWKO se determina de la misma manera que lo efectuado para el separador de campo. La composición de este gas de salida del FWKO será la aplicada para determinar la presión parcial del CO₂. En el FWKO,  2.23 Sm³/STm³ (12.5 pcs/bbl) permanece en solución.

Paso 3 – Este paso determina el gas de solución en los tanques de almacenamiento. Se asume que el gas despojado de los tanques es 100 % CO₂. En la actualidad éste nivel será algo menor de 100% pero esta aproximación cumple con la certeza numérica del caso. Esta suposición resultará en un sobre-estimado del CO2 permaneciendo en solución. Observen que en los tanques de almacenamiento aun permanece 0.8 Sm³/STm³  (4.5 pcs/bbl) de CO₂.

La determinación de la solubilidad del CO₂, ha sido hasta este momento para el agua cristalina (fresca), pero el agua de producción contiene sales, (Na,Mg.Ca.). Un ajuste se debe lograr para cada una de estas saturaciones basadas en la temperatura de 15.6 °C (60 °F) y el porcentaje de peso de estas sales en el agua producida. Esto se logra mediante la Figura 4 la cual calcula la apropiada reducción en ésta solubilidad.

Paso 4 – Logre el ajuste para la presencia de las sales en el agua de producción aplicando el Factor de Reducción de Salinidad (SRF-FRS). El impacto de la temperatura es de magnitud mínima, de manera que solo se presentan 3 curvas. Sería complicado interpretar la gráfica si todas las correlaciones se muestran.

Tabla 1. Factor de Reducción de Salinidad – SRF  [1]

La información obtenida de los gráficos y la data del ejercicio numérico se resumen en la Tabla 2. Mediante algunos cómputos se podrían determinar los volúmenes de gas apropiados.

Tabla 2. Ejemplo de la liberación (flashing) del CO₂ para 3180 STm³/d (20,000 bbl/dia) de agua, y 4% Sales

Paso 5 – Columna (D) – Someter data de la Figura 2, y Figura 3 en el renglón apropiado

Paso 6 – Columna (C) – Alimentar el SRF de la Figura 4 en el último renglón

Paso 7 – Columna (e) – Restar –  2.23 Sm³/STm³ (12.54 pcs/bbl) de 11.23 Sm³/STm³ (63 pcs/bbl) =  9 Sm³/STm³ (50.46 pcs/bbl) para calcular la cantidad de gas que se libera de solución hacia la fase de gas de los Separadores de Campo hacia el FWKO.

Paso 8 – Columna(E) – Restar 0.8 Sm³/STm³ (4.5 pcs/bbl) de 2.23 Sm³/STm³ (12.54 pcs/bbl) = 1.43 Sm³/STm³ (8.04 pcs/bbl) para obtener la cantidad de gas desprendido de solución hacia la fase de gas del FWKO hacia los tanques.

Paso 9 – Columna (F) – Multiplique  9.00 Sm³/STm³ (50.46 pcs/bbl) por 3180 STm³/d (20,000 bbl/d) = 28.58×10³ Sm³/d (1009 MPCSD) para calcular la cantidad de gas a ser comprimido del FWKO.

Paso 10 – Columna (F) – Multiplique 1.43 Sm³/STm³ (8.04 pcs/bbl) por 3180 3180 STm³/d (20,000 bbl/d) = 4.56×10³ Sm³/d (161 MPCSD) par calcular la cantidad de gas a ser comprimido de los tanques.

Paso 11 – Columna (G) – Multiplique las cantidades de la Columna (F) por el valor del SRF para determinar el gas ajustado por su salinidad, El gas total es 28.29×10³ Sm³/d (999 MPCSD).

Data Suplemental:

Un polinomio de 2nda orden ha sido preparado para cada una de las curvas de la/s Figuras 2 ha sido preparado. Estas ecuaciones le permitirán al usuario determinar el gas de solución por cómputo en vez de la aplicación de las correlaciones gráficas. La/s Figura/s 2 pueden ser presentadas por la ecuación 1 [2].

Donde:

Conclusiones:

La combinación  de las presiones relativamente altas de Separación de Campo más alto contenido de CO2 en el gas de un proyecto de inyección (barrido – empuje) de RM del CO2 resulta en desprendimiento sustancial del CO2 del agua en el FWKO y los tanques. Esto tiene potencial de sobrepasar la carga disponible de las tuberías de acoplamiento, las Unidades de Recuperación de Vapor, más los Compresores del Gas de equilibrio (flash).

Par informarse adicionalmente sobre casos similares y como determinar el impacto del CO2 sobre las operaciones de campo, sugerimos su asistencia a nuestra sesión PF81 (CO₂ Surface Facilities).

La Consultoría John M. Campbell Consulting (JMCC) ofrece sus conocimientos sobre este tema y muchos adicionales. Para mayor información sobre los servicios previstos por la JM CC, sugerimos su visita a nuestra dirección en la red al  http://petroskills.com/consulting, o nos envían correo electrónico al  consulting@PetroSkills.com.

By: Dr. Paul Carmody

Traducido al Español por: Dr.  Frank E. Ashford

Reference:

1. Chang, Y.-B., Coats, B. K., & Nolen, J. S. (1998, April 1). A Compositional Model for CO₂ Floods Including CO₂ Solubility in Water. Society of Petroleum Engineers. doi:10.2118/35164-PA.
2. VMG Sim v8.0 (Build 85) August 2014, Thermo = “APR for Natural Gas”.