En los Previos del Mes (PDM) de Octubre y Noviembre, 2014, hemos demostrado que la Relación-Gas-Líquido (RGL) posee gran impacto sobre la capacidad de una línea de recolección de crudo. Si la RGL es menor que la de saturación, el aumento de la RGL reduce la viscosidad y densidad del crudo, lo cual resulta en una reducción en la caída de presión. Sin embargo, si la RGL excede la de saturación el sistema se convierte en uno bifásico, y las caídas de presión aumentan.

El gas de solución es función de temperatura, presión, y las composiciones del gas y líquido. En este PDM, estudiaremos el impacto de la temperatura sobre las propiedades de un crudo en las líneas de recolección para el caso presentado en el Previo del Mes de Noviembre , 2014 (PDM). Específicamente, la variación de la densidad relativa y la viscosidad serán analizadas con la temperatura serán analizadas.

Finalmente, el impacto de la temperatura sobre la velocidad del crudo y gas, mas de distribución de presión a través de la línea de recolección para presiones nominales de 6900 kPam (1000 lpcm) y diámetro nominal de 6 mm (4 pul.) serán demostradas aplicando los resultados rigorosos de un simulador comercial. Los valores calculados para las propiedades físicas y velocidades del crudo y gas, mas la caída de presión son presentadas en un formato gráfico como función del  caudal estándar del crudo, gas de solución, Rs, y Temperatura.

Caso en Estudio

a. Para el propósito de ilustración, consideramos un caso para el transporte de crudo de densidad relativa de 0.852 (°API = 34.6). Las RGL’s seleccionadas fueron  0 (crudo muerto), 17.8, 35.6, and 89 ESm³ de gas/ESm³ de crudo (0, 100, 200, 500 pcs/BES). Las composiciones del gas y crudo se presentan en la Tabla 1. Las fracciones C₆⁺   fueron caracterizadas como 30 componentes de numero de carbono sencillo (SCN) [1] de rango SCN6 al SCN35, mientras que el C₆⁺ gas fue caracterizado por 10 componentes SCN hipotéticos de rango SCN hasta el SCN15. Para los detalles de los componentes SCN, véase la Tabla 3.2 en la página 64 de la referencia [1].

La fracción molar de los componentes SCN fue determinada por un algoritmo de decaimiento exponencial [2]. La alimentación de la línea es de 15.6 ˚C (60 ˚F) para el caso 1 y 43.3 ˚C (110 ˚F) para el caso 2.

Tabla 1. Composición de la Alimentación a condiciones Estándar

Se efectuaron los siguientes supuestos:

a. Flujo continuo.

b. La línea es de 1.601 km (1 milla) de longitud con diámetro  nominal de 101.6 mm (4 pul), línea de tierra enterrada.

c.  Longitud de los segmentos y cambios de elevación son presentados en la Tabla 2, y Figura 1. Este perfil de elevación es considerado aproximadamente equivalente a un terreno undulado.

d. Rugosidad interna de la superficie de la línea de 46 micrones (0.046 mm, 0.0018 pul).

e. Presión nominal de la línea de 6900 kPam (1000 lpcm).

f. La alimentación es introducida a la línea a 15.6 ˚C (60 ˚F) para el caso 1, y 43.3 ˚C (110 ˚F) para el caso 2.

g. La temperatura de tierra/ambiental es de 15.6 ˚C (60 ˚F).

h. El Corte de Agua es 0 (no se presenta agua en la corriente).

i. Coeficiente Total de Intercambio de Calor es de 2.839 W/m²-˚C (0.5 Btu/hr-pie²-˚F), para una línea de tierra enterrada.

j. Algoritmo de Simulación (software) ProMax [3] fue aplicado empleando la Ecuación de Estado (EDE) Soave-Redlich-Kwong (SRK) [4] para el equilibrio vapor-líquido y el método Beggs-Brill para simular las caídas de presión bifásicas [5].

Tabla 2. Longitud y Elevación del Segmento de la Línea

Resultados y Discusión:

El flujo bifásico (crudo y gas) a través de la línea de recolección fue simulado aplicando el ProMax EDE SRK para el equilibrio vapor – líquido, y Beggs – Brill para los cómputos de caída de presión. La Figura 2 presenta la variación de temperatura a través de la línea para el caso de una RGL de 0, y caudal interno de 636 ESm³/d (4000 BES/día). Como la temperatura fue asumida en 15.6°C (60°F), para el caso 1 la temperatura del crudo se mantuvo constante., Sin embargo para el segundo caso la temperatura se redujo de 43.3°C (110°F) hasta aproximadamente 40°C (104°F) dentro de la distancia de 1.6 km  (1 milla) de la línea. Para el segundo caso la temperatura ponderada es de unos  41.7°C (107°F).

La Figura 3 presenta el punto de burbuja de la alimentación a la línea de recolección a las temperatura ponderadas de 15.6 and 41.7  (60 y 107) como función del gas de solución. Esta figura demuestra que para la presión nominal de la línea de  6900 kPam (1000 lpcm), el crudo se presenta como sub saturado hasta un valor de la RGP de  51.8 ESm³/ESm³ (290.5 pcs/BES) para la menor temperatura de la línea. Similarmente indica que el crudo es de estado sub saturado hasta una RGP de 39.4 ESm³/ESm³ (221.3 pcs/BES) para la mayor temperatura ponderada de la línea. Para las RGP mayores que estos valores, el crudo pasa a ser saturado, y el gas se desprende del crudo. El sistema se convierte en un bi – fásico de flujo de gas y líquido.

La Figura 4 presenta la caída de presión por unidad de longitud como función del gasto estándar, RGP, y temperatura de la corriente. Es ésta y las figuras subsiguientes, las líneas sólidas indican la temperatura de la alimentación 15.6°C (60°F) y los símbolos son para una temperatura de entrada de 43.3°C (107°F).  La Figura 4 indica que mientras aumenta la RGP de 0 a 35.7 ESm³/ESm³ (0 to 200 pcs/BES), la caída de presión disminuye pero luego aumenta con adicionales aumentos de la RGP de 89 ESm³/ESm³ (500 pcs/BES) y mayores. El punto de división se ubica a un valor del gas de solución de 39.4 ESm³/ESm³ (221.3 pcs/BES) y 51.8 ESm³/ESm³ (290.5 pcs/BES) para temperaturas de  41.7°C (104°F) and 15.6°C (60°F), respectivamente.  A mayores temperaturas el aumento de la RGP disminuye la caída de presión cuando el gas de solución es sub saturado, pero aumenta cuando éste valor es mayor que el de RGP de saturación.

La Figura 5 presenta la variación de la densidad relativa a través de la línea como función del gas de solución (Rs) y temperatura. La figura indica que mientras aumenta la RGP, la densidad relativa del crudo disminuye. Nótese que mientras aumenta la temperatura  el gas de solución (Rs) disminuye.

La Figura 6 indica que mientras aumenta la RGP, la viscosidad del crudo se ve mermada considerablemente. Esta reducción de viscosidad causa una reducción en la caída de presión. Los resultados de la simulación (Figura 3) indica que para una RGP menor de 51.8 ESm³/ESm³ (290.5 pcs/BES) a 15.6°C (60°F) o 39.4 ESm³/ESm³ (221.3 pcs/BES) at 41.7°C (104°F), el flujo es de un líquido sub saturado monofásico; sin embargo, para RGP mayores el flujo se convierte en uno saturado bifásico (gas y líquido) lo cual causa un aumento en la caída de presión. Este aumento en diferencial de presión debido al RGP incrementado (e incrementado caudal total) es mayor que el decremento de este parámetro atribuido a la reducción de viscosidad. El efecto neto es una mayor caída de presión comparado con el crudo muerto  (RGP = 0). Esta figura también indica que a RGP  reducidos e igual a cero, donde el sistema es de fase única líquida, la temperatura arroja mayor impacto sobre la viscosidad del crudo.

La Figura 7 presenta la variación de las velocidades del gas y líquido para dos gastos de crudo estándar, y dos temperaturas de alimentación a través de la línea de recolección a 6900 kPam, diámetro de 101.6 mm, y RGP de 89.1 Esm³/ESm³ (500 pcs/BES). Las líneas representan una temperatura de 15.6 y los símbolos 43.3  (60 y 110). Esta figura indica que la velocidad del crudo se mantiene constante a través de la línea de crudo pero la velocidad del gas aumenta debido a la caída de presión, así como mayor cantidad de gas liberado de solución. Esta figura también demuestra que el impacto de la temperatura sobre la velocidad del gas es mayor que sobe la viscosidad del crudo.

La Figura 8 presenta el impacto del la RGP y temperatura sobre la caída de presión a través de la línea de recolección a  6900 kPam para un diámetro de tuberiá de 101.6 mm y gasto de crudo de  636 ESm³/d (4000 BES/dia).

Como es demostrado por esta figura, para una RGP menor que la de saturación, la caída de presión disminuye, mientras la RGP aumenta, pero para las RGP mayores que la de saturación la caída de presión se ve incrementada debido a la presencia de el régimen bifásico. Igual demuestra que para la RGP menor que la de saturación el aumento de temperatura aumenta la caída de presión.

Conclusiones

Las siguientes conclusiones se pueden arrojar basadas en este caso en estudio:

1. Para el caso del crudo sub saturado, un aumento en la temperatura reduce la densidad relativa, viscosidad y caída de presión del crudo. Para el caso del crudo saturado, el aumento de temperatura aumenta la caída de presión debido al incremento de los volúmenes de flujo del gas libre.
2. Aun cuando incremento de la temperatura disminuye el gas de solución, también reduce la viscosidad del crudo sub saturado, pero su impacto sobre la viscosidad del crudo saturado disminuye. Aumentos de temperatura disminuye la viscosidad del crudo pero también disminuye el gas de solución. Los dos efectos pueden causar menor impacto de la temperatura sobre la viscosidad.
3. El impacto de la temperatura sobre la velocidad del gas es mayor que el impacto sobre la velocidad del crudo.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nuestras sesiones técnicas PF45 (Onshore Gas Gathering Systems: Design and Operation), G4 (Gas Conditioning and Processing), PF81 (CO₂ Surface Facilities), PF4 (Oil Production and Processing Facilities), and PL4 (Fundamentals of Onshore and Offshore Pipeline Systems).

La consultoría, John M. Campbell Consulting (JMCC), ofrece experiencia única sobre este tema así como muchos adicionales. Para mayor información sobre los servicios ofrecidos por la JMCC, le invitamos su visita a nuestra dirección en la red a  John M. Campbell Consulting (JMCC), o nos envían correo electrónico al consulting@jmcampbell.com.

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Campbell, J.M., Gas Conditioning and Processing, Volume 1: The Basic Principles, 9^th Edition, 2^nd  Printing, Editors Hubbard, R. and Snow–McGregor, K., Campbell Petroleum Series, Norman, Oklahoma, 2014.
2. Moshfeghian, M., Maddox, R.N., and A.H. Johannes, “Application of Exponential Decay Distribution of C₆₊ Cut for Lean Natural Gas Phase Envelope,” J. of Chem. Engr. Japan, Vol 39, No 4, pp.375-382 (2006)
3. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2014.
4. Soave, G., Chem. Eng. Sci. Vol. 27, No. 6, p. 1197, 1972.
5. Brill, J. P., et al., “Analysis of Two-Phase Tests in Large-Diameter Flow Lines in Prudhoe Bay Field,” SPE Jour, p. 363-78, June 1981.

 

El primer pilar de la apropiada Gerencia de la Seguridad en los Procesos es “ El Compromiso a la Seguridad en los Procesos” . Un sistema formalizado de mentores puede asegurar la inclusión de del equipo de trabajo, cumplimiento con los reglamentos de la Empresa así como las autoridades oficiales, aumentar las competencias del personal y promover la cultura de la seguridad en los procesos de la organización completa. Dentro de este elemento existen varias facetas esenciales que pueden tender a una cultura de mayor eficacia en la seguridad.

Suministrando un liderazgo fuerte es crítico para cualquier organización que se esfuerza en el manejo del riesgo asociado con las múltiples actividades asociadas con la seguridad en los procesos. Éste liderazgo es habilidad que no necesariamente intuitiva en los Gerentes y mentores. Liderazgo es habilidad que se puede aprender.

Este PDM  comprende parte de un trabajo que fuera desarrollado por los Consultores/Instructores Clyde Young, y John Kanengieter de la John M. Campbell  (JMC)  a ser presentado ante la 9^va Conferencia Global de la Center for Chemical Process Safety  (CCPS) [1].

Durante los últimos años, recursos significativos se han dedicado para examinar la  las instancias de la cultura de seguridad en los procesos, y el liderazgo destacado se ha citado como elemento clave para aupar esta cultura de seguridad en los procesos. Estudios efectuados sobre importantes accidentes han encontrado que la cultura de seguridad de la organización es con frecuencia como factor contribuyente, y e; desarrollo de una cultura de procesos como una solución. Presentaciones en los Simposios y Conferencias sobresaltan potenciar la cultura y reforzar el liderazgo como pasos necesarios para el análisis de los desperfectos en los sistemas de gerencia de la seguridad.

El primer pilar del Centro para la Seguridad en los Procesos (CCPS) Guias para la Seguridad de Procesos basada en los Riesgos, es “El Compromiso con la Seguridad de Procesos”. Apoyando este fundamento es el elemento de la “Cultura de Seguridad de Procesos”, el cual se define como, “la combinación  de un conjunto de valores y comportamientos que determinan  la manera mediante la cual se gerencia la seguridad en los procesos”. Uno de las cuatro facetas esenciales de esta cultura de seguridad es “el liderazgo destacado”.

Liderazgo

Que es el “liderazgo”? Se ha identificado como “organizando o influenciando un grupo para lograr una meta común”.  Esto intima que el líder es jefe o gerente, pero es el gerente necesariamente un líder efectivo?  Existe literatura extensiva sobre el liderazgo. Ésta incluye citas sobre el tema, como hallar lideres “naturales” y como desarrollar las pericias del mismo. Existen talleres de trabajo sobre el tema y hasta grados universitarios sobre la mención. Si existen tantos recursos dedicados al entendimiento y enseñanza del tema, por que se anota esta habilidad como una que se debe promover en los simposios, trabajos, e informes que se dedican a las actividades de alto riesgo en la seguridad de los procesos? Podría ser que el liderazgo y la cultura se consideran factores humanos.  Cuando asociados con la seguridad en los proceso, se conocen como factores que pueden conducir a las pérdidas de consistencia del rendimiento confiable humano. Las defensas de las organizaciones contra los incidentes de seguridad en los procesos se basan en éstos estándares.

Toda persona que labora en las industrias del petroleo, gas , quimicas, y otras aliadas deben ejecutar sus funciones bajo el tutelaje de un sistema de seguridad en los procesos. CCPS define un sistema de gerencia como una “formalmente establecido y documentado con un conjunto de actividades dedicadas a producir resultados específicos de manera consistente en base sustentable”. Produciendo resultados específicos de esta forma en todo tiempo requiere que todo el personal efectúe sus labores a un alto nivel. Si la cultura se define sencillamente como  “la manera en que llevamos a cabo las actividades acá”, esto es influencia directa del liderazgo expuesto. Pero éste no reside en el rol de una solo persona. El liderazgo requiere estar profundizado dentro de la organización con cada persona. Esta es la habilidad que puede ser aprendida por todos, y la dependencia en un individuo con autoridad u otra persona quien se considere  como líder “natural” puede llevar el sistema a un fracaso.

Cuando los equipos dejan de funcionar efectivamente, y se descubren las averías en los sistemas de gerencia de la seguridad, es altamente probable que existe una falla grave en las metas, roles y expectativas del equipo.

Cada persona trabajando en o apoyando una operación de alto riesgo debe poder recalcar y explicar la/s meta/s de cada equipo con quien labora. Nunca debe exixtir alguna duda sobre cual es éste gol de cada equipo de trabajo.

Por cuanto podemos y probablemente ejercemos en varios equipos, es vital que estemos claros de nuestra responsabilidad y rol de cada uno de ellos. Cual es la función primaria en apoyo para alcanzar la meta? Nunca debe existir duda en éste rol de cada integrante del grupo.

Posee cada persona del equipo un conjunto de expectativas explicitas para los logros individuales así como las del equipo? Existe manera en que el equipo pueda investigar si los logros del mismo están en camino?  Cual es el procedimiento establecido para tratar los desvíos de las expectativas?

Un cliente de la PetroSkills recientemente pidió un resumen de un día para Evaluar el manejo de la Seguridad en los Procesos para la Nivel de Alta Gerencia. Se han presentado cuatro sesiones sobre el tema para los Gerentes de  Unidades de Negocios   y sus empleados. El liderazgo y poder trabajar como miembros efectivos de un grupo son dos elementos de la sesión que se dirigen a la condición de la cultura de procesos en las operaciones del cliente.

Un punto clave de aprendizaje ofrecido por los participantes es que un entendimiento claro sobre las metas, roles, y expectativas tienen su origen en el liderazgo y exhibición de rol apropiado de éste. Muchos terminan la sesión con un punto de acción en conducir sesiones de trabajo de sus equipos para establecer/reafirmar los goles, roles, y expectativas.

Si desea recibir una copia del trabajo (paper) presentado en el 9^vo Congreso Global del CCPS, le pedimos contactar a la PetroSkills.

Para desarrollar sus competencias en la seguridad de los procesos, le sugerimos sus asistencia a nuestras sesiones PS-4, Process Safety Engineering;  HS-45, Risk Based Process Safety Management; y PS-2, Fundamental of Process Safety. Para fortalecer sus competencias en otras pericias, asiste a unas de nuestras sesiones adicionales.

La Consultoría John M . Cambell (JMCC) les ofrece su experiencia en esta disciplina y muchas adicionales. Para mayor información sobre los servicios ofrecidos por la JMCC, les invitamos visitar nuestra dirección en la red al www.jmcampbellconsulting.com, o nos envían correo eltectrónico a la   consulting@jmcampbell.com.
By Clyde Young
PetroSkills Instructor/Consultan
Traducido al Español por : Dr. Frank E. Ashford
Instructor/Consultor PetroSkills

Reference:

1.     Clyde Young and John Kanengieter, “Process Safety Management Mentoring:  Developing Leaders”, The (CCPS) 9^th Global Conference on Process Safety,  the Center for Chemical Process Safety , April, 2013.

 

El Sulfuro de Hidrógeno, así como del Dióxido de Carbono son los principales constituyentes nocivos frecuentemente presentes en el gas natural, gas sintético, y varias corrientes provenientes de refinerías.   Estos componentes del gas deben se removidos para la prevención de la corrosión en los gasoductos y los equipos de procesos y por razones de salud y seguridad. La Referencia [1] proporciona los niveles actualmente aceptables para estos contaminantes en las corrientes del gas natural. La remoción del sulfuro de hidrógeno es también frecuentemente importante para la producción de azufre, el cual es aplicado para la fabricación del ácido sulfúrico y los fertilizantes. La remoción del es también importante para su captura y secuestro, así como para la recuperación mejorada del petróleo.

En el tratamiento del gas natural existen varias alternativas para la remoción de de los gases ácidos. Soluciones acuosas de las alkanolaminas son las de mayor frecuencia [1]. El proceso de alkanolaminas se caracteriza como  “transferencia de masa aupada por reacción química” en el cual los gases ácidos reaccionan directamente o mediante un mecanismo de amortiguación de base ácida incorporando una alkanolamina para formar especies iónicas no-volátiles.  Mayor detalle sobre este tratamiento de los gases agrios, se detalla en las referencias [1-4]

Varias alkanolaminas han sido empleadas para la remoción de los gases acidos de las corrientes de gas. En este estudio solo una amina primaria, la monoetanolamina (MEA), una secundaria dietanolamina (DEA), y una terciaria metildietanolamina (MDEA) son considerados. MEA posee la mayor reactividad, mientras que el MDEA la mayor selectividad.

En este PDM estudiaremos y compararemos el rendimiento de estas tres aminas por la simulación de un simplificado diagrama de flujo de proceso para la remoción del H₂S y el CO₂ de un gas agrio. Las concentraciones del H₂S y el CO₂  en el gas dulce, tasa de circulación de la solución de amina, carga térmica del re-hervidor, pérdidas de aminas, potencia de bombeo, y la carga térmica del intercambiador rico-pobre de aminas (HEX) se calculan y se grafican para un rango amplio de tasas de vapor de agua requeridos para la regeneración de las soluciones ricas. En adición, éstas tasa optimizadas y variables correspondientes de de diseño son determinadas y reportadas.

Caso en Estudio:

Para el propósito de ilustración, consideramos el endulzamiento de .416×10⁶ std m³/d (50 MMPCSD) de un gas agrio con la composición, presión, y temperatura presentada en la Tabla 1. La formulación  de algoritmos de simulación (software) Promax [5] con el paquete de propiedades “Amine Sweetening – PR” fue aplicado para lograr todos los cómputos.

Tabla 1. Composición de la corriente alimentadora, caudal volumétrico, y condiciones

Se efectuaron los siguientes supuestos/especificaciones:

Columna Contactora

1. a.     El gas agrio de alimentación es saturado con vapor de agua
2. b.     Número de etapas teóricas = 8
3. c.     Diferencial de presión = 35 kPa (5 lpc)
4. d.     Temperatura de la corriente de aminas pobre =  Temperatura del gas agrio + 5.5  (10)

Columna Regeneradora

1. a.     Número de etapas teóricas  = 11 (excluyendo  condensador and re-hervidor)
2. b.     Temperatura de la corriente alimentadora rica = 98.9  (210)
3. c.     Presión de la corriente alimentadora rica = 245 kPa (35 lpc)
4. d.     Temperatura del Condensador = 48.9  (120)
5. e.     Diferencial de Presión = 35 kPa (5 lpc)
6. f.      Presión de Fondo = 138 kPa (20 lpcm)
7. g.     Carga Térmica Re-Hervidor = “ Relación de Vapor de Agua”  especificada (“Steam Ratio”) por la tasa de circulación  (Ver Tabla 2)

Intercambiadores de Calor

1. Diferencial de presión enfriador amina pobre  = 21 kPa  (3 lpc)
2. b.     Presión lateral rico  = 41 kPa (6 lpc)
3. c.     Presión lateral pobre  = 35 kPa (5 lpc)

Bomba

1. a.     Presión de Descarga = Presión de alimentación del gas agrio + 35 kPa (5 lpc)
2. Eficiencia  = 65 %

Tasa de Circulación y Concentración de la Amina Pobre

1. a.     Variado para cumplir con la carga teórica de la solución rica indicada en la Tabla 2

Válvula de Expansión de la Solución Rica

1. a.     Ciada presión en primera válvula de expansión (vlve 100) = 6310 kPa (915 lpc)
2. b.     Diferencial de Presión en la segunda válvula de expansión (vlve 101) = 303 kPa (44 lpc)

Un diagrama de flujo de proceso simplificado para este caso  se presenta en la Figura [1]

Tabla 2. Concentración de amina especificada, carga ejemplar solución rica gas agrio, y relaciones de vapor de agua [6]

Figura 1. Diagrama de Flujo de Proceso para una unidad de endulzamiento de aminas [6]

Resultados y Discusiones

Basado en la descripción y especificaciones presentadas en la sección previa, el Diagrama de Flujo de Proceso en la Figura 1fue simulado aplicando el Promax `5]. Esta simulación fue efectuada para las relaciones de vapor presentadas en la Tabla 2.  Para cada relación de vapor y cada amina, la concentración del H₂S and CO₂  en el gas dulce, tasa de circulación de la amina pobre, carga térmica re-hervidor,  la reposición de la amina pobre para compensar las pérdidas debido a la vaporización del tope de las columnas contactora y re-hervidora, y gas de despojo del separador son calculados. La variación de estas propiedades como función de la tasa de vapor de agua son presentadas en las Figuras 2 al 8.

Figura 2. Contenido H₂S Gas Dulce vs. tasa de vapor

Figura  3. Contenido del CO₂ vs  tasa de vapor 

Las figures 2 y 3 presentan la variación de la concentración del  H₂S and CO₂  en el gas dulce como función del caudal de la corriente para el MEA, DEA, y el MDEA. La Figura 2 también indica el caudal mínimo de vapor requerido para lograr las especificaciones del H₂S de 4 PPM para los gasoductos de transmisión. Debe ser reconocido que para la misma concentración del H₂S en el gas dulce, el MDEA requiere la menor tasa de vapor. La Figura 3 indica que tanto el MEA, así como el DEA efectúan mejor remoción para el CO₂ que el MDEA. Por cuanto el MDEA requiere la menor tasa de vapor, es la amina preferida para la selectiva remoción del H₂S.

La tasa actual de circulación como function del caudal de vapor se presenta en la Figura 4 para el MEA, DEA, y el MDEA. La Figura 4 indica que el MDEA requiere la mínima tasa de regeneración. Adicionalmente, el caudal circulatorio del MDEA es mucho menor que el de las otras dos Aminas. Esto se observa porque el MDEA posee mayor concentración (menor cantidad de agua) y puede igual reflejar una mayor carga permisible del gas ácido en la solución rica (refiérase a la Tabla 2) comparado con el MEA o DEA.

La carga térmica del re-hervidor como función del caudal de vapor (de agua) es presentado en la Figura 5 para el MEA, y el DEA. La Figura 5 indica que el MDEA requiere la menor carga térmica debido a su mínima tasa de circulación.

La Figura 6 presenta la reposición de aminas como función del caudal de la tasa de vapor para las tres aminas. Esta figura muestra que el MEA refleja la mayor tasa de vaporización, y el DEA el menor. Las pérdidas del MDEA se ubica entre la MEA, y DEA, por cuanto el punto de ebullición normal del MDEA se ubica entre el MEA y el DEA (refiérase a la Tabla 2). Debe ser notado que esta pérdida no incluye la difusión mecánica del tope del contactor.  Ésta pérdida de vaporización de amina del tope de la columna regeneradora fue prácticamente descartable para las tres aminas. Las pérdidas de difusión (mecánicas) son mucho mayores que las de vaporización.

Las Figuras 7, y 8 presentan la potencia de bombeo y la carga térmica del intercambiador de calor rico-pobre como función del caudal de vapor para las tres aminas respectivamente. Estas dos figuras también indican que el MDEA requiere la menor potencia de bombeo, así como de carga térmica debido a su reducida tasa de circulación.

Figura 4. Cuadal de circulación vs tasa de vapor de agua

Figura 5. Carga Térmica del Regenerador vs caudal del vapor 

Figura 6. Pérdidas totales de las aminas vs caudal de vapor  

Figura 7. Potencia de bombeo vs caudal de vapor

Figura 8. Carga térmica del intercambiador Rico-Pobre 

Condicón Optima

Para cada amina el caudal optimizado de vapor de regeneración requerido para lograr el contenido del H₂S del gas dulce de 4 PPM fue determinado y los parámetros correspondientes son calculados y presetnados en las Tablas 3 y 4.

Tabla 3. Parámetros optimizados para las tres Aminas

La Tabla 4 indica que la carga térmica optimizada para el regenerador del DEA, y el MDEA se ubican dentro de los lineamientos previstos por el Volumen de Datos de la GPSA  [3]; sin embargo ésta carga para el MEA es menor que los citados lineamientos. De acuerdo a la Publicación GPSA, la carga térmica varía con las relaciones de reflujo del tope del regenerador, temperatura de la solución alimentadora rica al regenerador, mas la temperatura de esta unidad.  En este caso los mismos valores de las citadas variables fueron aplicadas para las tres aminas. Para una comparación detallada de cada amina, deben ser seleccionados  estas variables optimizadas.

Tabla 4. Comparación de la Carga Térmica con la Publicación de la GPSA

Conclusiones:

Basado en los resultados obtenidos para este caso en estudio del PDM, pueden ser arrojadas las siguientes conclusiones:

1. 1.     EL MDEA es selectiva en la remoción del H₂S y permite el deslizamiento de cierto caudal del CO₂ (Figuras 2 and 3).

2. Para el contenido especificado del H₂S en el gas dulce, la regeneración del MDEA requiere:
   1. El menor caudal de regeneración con vapor (carga térmica).
   2. La  menor potencia de bombeo.
   3. La menor carga térmica del intercambiador (HEX) rico-pobre.
3. Las pérdidas de vaporización del MDEA se ubica entre el  MEA y  DEA.
4. Pérdidas por vaporización de las aminas del tope de la columna regeneradora son prácticamente cero.
5. Las pérdidas de difusión (mecánica) son mucho mayores que las pérdidas de vaporización.

Disimilar a los compresores del gas natural los cuales dependen en un reciclamiento del gas post-enfriado a la succión del compresor para prevenir la inestabilidad en baja (“surge”), el control de este fenómeno para los sistemas de refrigeración son marcadamente distintos por cuanto si el refrigerante caliente es enfriado hasta su punto de saturación a la presión de descarga, éstos se condensan a la fase líquida. Consecuentemente, los vapores calientes del refrigerante, conocidos también como el gas caliente, son reciclados hacia la succión del compresor, antes de su enfriamiento,  para mitigar la pérdida de carga de enfriamiento, el cual reduce la cantidad de los vapores disponibles del refrigerante para satisfacer el flujo mínimo de alimentación del compresor, así evitando la inestabilidad.

El Ciclo de Tres Etapas de Refrigeración

Un sistema de refrigeración con propano [1,2] ha sido adaptado en la Figura 1, para ilustrar una secuencia típica de un ciclo de refrigeración.

Como es observado en la Figura 1, los tres enfriadores (evaporadores – “chillers” de proceso son instalados en la 1ª etapa, y no existe carga de enfriamiento en los dos  niveles economizadores. El esquemático mostrado representa el más sencillo para un sistema de tres etapas (ciclos) de refrigeración con propano [1,2].

Los vapores del refrigerante comprimidos son condensados con el aire ambiental. Los economizadores de alta presión (D-0116), y de baja presión (D-0115),  separan los vapores de equilibrio instantáneo que alimentan la tercera y segunda etapa del compresor respectivamente. Para proteger el compresor contra el arrastre (carry over) de líquido, cada etapa posee un tambor de succión, y todos los vapores sometidos al compresor deben pasar por estas unidades. (D-0112, D-0113, D-0114).

Protección Contra la Inestabilidad (Surge) con vapor caliente, y Líquido de Remojo.

De manera que, como se provee una corriente de vapor frio para prevenir la inestabilidad en baja del compresor, así evitando que la temperatura de descarga se vea elevada?  Para dirigirse a esta situación, los vapores calientes comprimidos de la descarga del compresor se aplican para vaporizar el refrigerante líquido, de manera similar mediante la cual la corriente de proceso es aplicada para vaporizar el refrigerante en los enfriadores (evaporadores – “chillers”).

En el ciclo de refrigeración de la Figura 1, el gas caliente de la descarga del compresor fluye hacia el tambor de succión como se determina por el controlador de anti-inestabilidad, así logrando que cada etapa de compresión se vea liberado de esta ocurrencia. Para enfriar los vapores caliente de recirculación, un controlador de temperatura introduce un líquido de remojo directamente del acumulador de refrigerante D-0111 hacia la entrada del tambor de succión de cada compresor. Idealmente, si se logra un empate perfecto del flujo del vapor de recirculación y control de temperatura del líquido de remojo y no se presenta una demora en el tiempo de control dentro del sistema, la configuración de la Figura 1 funcionará perfectamente.

Desafortunadamente, si existe algún desajuste, el cual dentro de un sistema actual siempre es el caso, se inyecta demasiado líquido de remojo en la entrada lo cual implica que existe líquido en los tambores de succión, o no se introduce suficiente líquido hacia la succión lo cual implica que la temperatura sigue aumentando. En cualquiera de los dos casos se inicia un paro en el compresor de refrigeración debido al alto nivel de líquido, o alta temperatura causada por la elevada temperatura del gas de recirculación.

Protección Contra la Inestabilidad en Baja (Surge) Mediante la Inyección de Gas Lateral (Sparged) Caliente Sin Líquido de Remojo

Una sistema alternativo muy comprobado se muestra en la Figura 2 [3,4] en el cual los vapores calientes de Propano emanantes de la descarga del compresor, con su control de inestabilidad, fluyen a través de una línea lateral (sparged) sumergida en las porciones de líquido acumulados en las unidades economizadoras HP(D-0116), y LP (D-0115), y por debajo de la cama de tubos de los enfriadores (chillers) de la primera etapa (E-0107, E-0108, y el E-0111). No existe necesidad para la presencia del líquido de remojo como los vapores suministran el calor requerido para  el propano disponible en estos servicios, así generando los vapores de propano para prevenir las condiciones de inestabilidad en baja del compresor.

La configuración de la Figura 2 se justifica mediante el reconocimiento que:

• La escasez del refrigerante de propano introducido a la succión del compresor se debe a la reducción en la carga térmica de los evaporadores (chillers) en el lateral del fluido de proceso (E-0107, E-0108, o el E-0111). Esta reducción en la carga térmica se compensa mediante la redirección del vapor caliente de propano obtenido de la descarga del compresor a la carcasa del evaporador (chiller) para así suplementar los requerimientos térmicos del proceso.
• Los tambores de succión del compresor se prevén para prevenir cualquier arrastre de líquido al compresor, pero esencialmente no deben acumular líquido dentro de los mismos.
• Mediante el desvío del vapor de control anti inestabilidad en baja a los tambores de succión de compresión  asegura que los mismos se mantengan libres de líquido.

De poder utilizar el líquido ya existente en los evaporadores y economizadores, esto evita el desajuste entre la introducción de los vapores calientes del propano, o el líquido de remojo que inadvertidamente podría causar acumulación del nivel de líquido causando una interrupción en el proceso de compresión.

Conclusión

Mientras que los sistemas de control de inestabilidad en baja para los compresores de refrigeración son comprobados y aplicados por la industria, el uso de la inyección lateral (sparged) del gas caliente sin líquido de remojo de la Figura 2 es el de fallas operacionales  mínimas, y el de mayor confiabilidad.

Para informarse adicionalmente, le sigerimos su asistencia a nuestras sesiones  G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing-Special), and PF81 (CO₂ Surface Facilities), PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

La consultoría John M. Campbell Consulting (JMCC) le ofrece su experiencia sobre este tema y muchos adicionales. Para mayor información sobre los servicios proporcionados por la JMCC, le invitamos que visite nuestra dirección en la red al   www.jmcampbellconsulting.com, o nos envían correo electrónico al consulting@jmcampbell.com. 

 By: Yuv R. Mehra

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

References:

1. Al-Shahrani, Saleh M. and Mehra, Yuv R., “Start-up Experience for Value Recovery from CCR Net Gas at Yanbu’ Refinery,” Advances in Hydroprocessing II Session, Paper 26d, 2007 Spring National Meeting of AIChE, Houston, Texas, USA, April 22-26, 2007.
2. Al-Shahrani, Saleh M. and Mehra, Yuv R., “Saudi Aramco installs new LPG recovery unit at Yanbu’ Refinery,” Oil & Gas Journal, Vol. 105.21, Jun. 4, 2007, p. 60.
3. Mehra, Yuv R., “Focus on Value-Chain Contributions during Process Technology Selection,” Worldwide Developments Forum, 86^th Annual Meeting of the Gas Processors Association, San Antonio, Texas, USA, March 11-14, 2007.
4. Mehra, Yuv R., “Focus on Value-Chain Contributions during Process Technology Selection,” Saudi Aramco Journal of Technology, Summer 2007, p. 2.

Los detalles relacionados con un sistema sencillo de etapa única de refrigeración, otro el cual emplea un separador economizador, más el de aplicación de un intercambiador economizador se detallan en el Capítulo 15 del “Gas Conditioning and Processing”  Volumen 2 [1].

En el Previo del Mes (TOTM) [2] para Enero del 2008, fue comparado el rendimiento de un sistema de refrigeración sencillo con uno alterno empleando un economizador de equilibrio instantáneo. Específicamente se evaluó el ahorro en el sistema de compresión, el impacto de la caída de presión de succión en línea, más la caída de presión entre etapas, sobre los requerimientos de compresión y carga térmica del condensador.

Un Segundo tipo de configuración es el de un intercambiador economizador mostrado en la Figura 1, el cual es el mismo detallado en la Figura 15.9 de la referencia [1]. El vapor frio del evaporador (Chiller) se emplea para sub-enfriar el refrigerante saturado. Esta decisión sirve para disminuir la masa del refrigerante en circulación, así como la potencia de compresión requerida. En este PDM evaluaremos cuantitativamente el rendimiento de un caso en estudio acorde con un sistema de refrigeración sencillo, y otro empleando un intercambiador economizador.

El diagrama de flujo para proceso del sistema sencillo mas el que emplea el intercambiador de calor (IC) economizador se detalla en la Figura 2. Nótese que se han empleado previsiones para incluir las caídas de presión en distintos segmentos de los trenes.

Consideremos la extracción de 1.0×10⁷ kJ/h lo cual es igual a  2778 kW (9.479 MMbtu/hr) de un gas de proceso a -35°C (-31°F), despojando este calor al ambiente mediante un condensador el cual emplea una temperatura de 35°C (95°F). Asumiendo un caída de presión de 5 kPa (0.7 psi) en el evaporador (chiller) y 5 kPa en la línea de succión, la presión efectiva de succión del compresor es de 132.4 kPa (19.1 lpca). La caída de presión en el condensador mas la de la línea de descarga entre el compresor y el condensador fueron asumidas en 50 kPa (7.3 lpc); de manera que la presión de descarga de la unidad es de 1270 kPaa (184.2 lpca). La temperatura de descarga del compresor es de  50°C (122°F). A estas condiciones la carga térmica del condensador es de 4434 kW (15.13 MMbtu/hr). Se emplea el propano puro como fluido térmico. En este estudio todas las simulaciones se efectuaron aplicando el  programa de solución computacional “software” UNISIM.

Para lograr el estudio del impacto de un Intercambiador de Calor, hemos considerado los siguientes escenarios:

1.     La temperatura del liquid condensado a  35°C (95°F) fue enfriado arrancando desde 33 hasta 24 °C (91.4 to 75.2°F) con salto térmico de -1°C (-1.8°F).

2.     El paso 1 fue repetido tres veces asumiendo unas caída de presión de   20,  25, y  30 kPa ( 2.9, 3.63,  o 4.4 lpc) en ambos laterales del intercambiador economizador.

3.     Para los cuatro casos citados se calcularon las siguientes variables:

a.     La potencia total de compresión requerida
b.     La temperatura de succión del compresor
c.     La temperatura de descarga de la unidad de compresión
d.     Caudal circulante del refrigerante (propano)
e.     Carga térmica del condensador
f.      Temperatura de entrada del evaporador (Chiller)

Las Figuras 3,4, y 5 presentan la potencia de compresión, carga térmica del condensador,  más la del intercambiador requerida como función de la temperatura de sub-enfriamiento del propano (a la descarga del intercambiado economizador), respectivamente. Las Figuras 3, y 4 indican que mientras la temperatura sub-enfriada del propano disminuye, igual se ven reducidas la potencia de compresión, más la carga térmica del condensador. Sin embargo, mientras se aumenta la caída de presión en el lateral del vapor frio (presión mínima), igual se ven aumentados la potencia de compresión más la carga térmica del condensador. Ésta caída de presión aumenta significativamente la citad potencia del compresor. La Figura 5 indica que mientras el propano es sub – enfriado a menor temperatura, la carga térmica del intercambiador se ve aumentada independiente de la citada caída de presión en éste.

La masa de circulación del refrigerante, temperatura de succión del compresor, más la de descarga como función de la temperatura sub-enfriada del propano y la caída de presión en el intercambiador economizador se ven expuestas en la Figuras 6, 7, y 8 respectivamente. La Figura 6 indica que mientras disminuye la temperatura del propano sub-enfriado, el caudal másico de circulación de éste disminuye independiente de las caídas de presión en el intercambiador. Las Figura 7, y 8 muestran que las temperaturas tanto de succión, así como de descarga del compresor aumentan con disminución de ésta temperatura sub-enfriada. Sin embargo, el impacto de la caída de presión en el intercambiador sobre la temperatura de descarga se ve más pronunciado.

Al contrario de un Sistema de refrigeración con unidad de separación economizadora, en el cual se ve reducida la potencia de compresión [2], empleando el intercambiado economizador se ve aumentada ésta potencia. Con relación a ésta potencia de compresión, dos factores contrarrestan la reducción en masa circulante. El primero es la caída de presión en el intercambiador. Ésta, en el lateral de baja presión aumento significativamente la potencia de compresión, como la presión de succión fue cercana a la atmosférica. En segunda instancia, el vapor admitido al compresor, es ahora sobre-calentado. Aun cuando esto reduce la instancia de arrastre de líquido a la compresión, resultó en mayor potencia debido a una temperatura elevada de succión.

Para informarse adicionalmente sobre este tema, sugermios su asistencia a nuestras sesiones G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing-Special), and PF81 (CO₂ Surface Facilities), PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

John M. Campbell Consulting (JMCC) ofrece su experiencia sobre este tema más otros de su interés. Para mayor información les invitamos su visita a nuestra dirección en la red al:   www.jmcampbellconsulting.com, o nos envían correo electrónico al consulting@jmcampbell.com.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido el Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Campbell, J.M., “Gas conditioning and Processing, Vol 2: The Equipment Modules”, 9^th Edition, Edited by R.A. Hubbard K.S. McGregor, John M. Campbell & Company, Norman, USA, 2014.
2. Moshfeghian, M., “Refrigeration with Flash Economizer vs Simple Refrigeration System,” http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2008/01/refrigeration-with-flash-economizer-vs-simple-refrigeration-system/ , 2008
3. UniSim Design, Version 410 Build 17061, Honeywell International, Inc., Calgary, Canada, 2013.

En el Previo del Mes (PDM) de Enero, y Febrero 2012 hemos discutido el transporte del dióxido de carbono (CO₂) en la región de su fase densa. Fue ilustrado como sus propiedades termofísicas varían en la fase densa, y estudiamos su impacto sobre los cómputos para las caídas de presión. Fue demostrado que el impacto de los valores numéricos del coeficiente total de transferencia de calor es significativo en la distribución de temperatura del gasoducto.

En este PDM, estudiaremos el transporte de etano por tubería en el régimen de su fase densa. Para un caso en estudio, una mezcla de etano con mínimas concentraciones de metano, y propano fue considerado. Los perfiles de la presión y temperatura a través de la tubería fueron calculados y graficados sobre su diagrama de fases de la corriente alimentadora. Adicionalmente, la potencia de bombeo, perfiles tanto de temperatura, así como presión  para una línea sencilla, con estación de bombeo principal en su punto de entrada, fue comparada con la opción de dividir la línea en tres segmentos iguales reflejando una estación principal de entrada más otras dos intermedias.

Procedimiento para el Cómputo:

Para un compuesto puro a condiciones mayores que su presión y temperatura crítica, el sistema es frecuentemente designado como una “fase densa”, o “fluido súper crítico”, para distinguir éste de un vapor, o líquido  normal (ver la Figura 1 para el dióxido de carbono en el PDM de Diciembre 2009 [1]).

El mismo procedimiento de paso-por-paso descrito en el PDM de Febrero 2012 [2] fue aplicado para determinar los perfiles de temperatura y presión de la tubería.

En la sección que sigue ilustraremos los cómputos para las caídas de presión relacionadas con el transporte de una mezcla discreta etano en su fase densa. Par observar los detalles de éstos cómputos en las fases de vapor y líquido, referirse al PDM de Enero 2012 [3].

Caso en Estudio:

Con propósito ilustrativo, hemos considerado un caso en estudio el cual considera el transporte de  31,393 kg/h (69,209.0 lb_m/hr) equivalentes a 275,000 toneladas/año de una mezcla de etano, mas C₁ , y C₃ citado, se presenta en la Tabla 1. Esta mezcla se considera disponible a la presión y temperatura presentada en ésta Tabla.

Tabla 1. Composición de la Alimentación, caudal y condiciones

Fueron asumidas  las siguientes condiciones:

1. a.     Tubería Horizontal, sin cambio de elevación,
2. Condiciones de flujo continuo,
3. d.     La rugosidad absoluta superficial de la línea fue de  (0.046 mm, 0.0018 pul) lo cual es equivalente a una rugosidad relativa interior (factor de rugosidad), ε/D, de 0.00022.

3. La tubería es de  1380 km (858 millas) de longitud con  diámetro interior de 208.6 mm (8.212 in), y condiciones de línea de tierra enterrada.

5. Presión de entrega de 5.3 MPa  (769 lpca),
6. Temperatura  ambiental del terreno fue de  18.3 ˚C,  (65 ˚F),
7. Coeficiente total de Transferencia de Calor fue asumido en 839 W/m²-˚C (0.5 Btu/hr-pie²-˚F), para una línea enterrada en tierra.
8. Eficiencia de las Bombas en  50%, lo cual representa el peor caso, viendo que el rango actual se ubica en los  50-85%.

Aplicación del Programa de Simulación (software): ProMax [4] aplicando la Ecuación de Estado Soave-Redlich-Kwong (SRK) [5].

Los diagramas de flujo para las dos opciones se presentan en la Figura 1. Mediante la Opción A, solo una estación de bombeo, más un solo segmento de la línea fue considerado. En la Opción B, la misma tubería y condiciones de alimentación fueron empleados, así como una bomba de entrada, mas dos estaciones de bombeo intermedias, con tres segmentos de igual longitud fueron aplicados. Cada segmento cumple con longitud de 460 km (286 millas), lo cual es 1/3 parte de la longitud total, y todos incorporan el mismo diámetro interior de   208.6 mm (8.212 pul). La presión de entrega de ambos casos fue la misma.

Resultados y Discusiones.

La Figura 2 presenta el diagrama de fases para la mezcla discreta de etano con la composición citada en la Tabla 1. De acuerdo a la Figura 2, la bomba de entrada a condiciones de succión de 0°C (32°F) y 3000 kPa (435 lpca) presentados en la  Tabla 1 se muestra en la fase líquida. Para lograr la entrega de ésta mezcla a una presión de 5.3 MPa (769 lpca), coincidentes con la opción A, el líquido debe ser llevado a una presión de 13.6 MPa (1972 lpca) antes de ser introducido a la tubería. Debido al bombeo, la temperatura del fluido se eleva desde 13.6 MPa (1972 lpca) antes de ser introducido a la tubería. Un cómputo por etapas incrementales de este bombeo indica que el incremento de temperatura es lineal con la presión. Este aumento de la temperatura es coincidente con la compresibilidad de la mezcla del etano.

Figura 2. Envolvente (Diagrama) de Fases para la mezcla de Etano.

La ruta de las condiciones de presión-temperatura para la Opción A se ven graficados en la Envolvente, y presentados en la Figura 3. Como se observa de ésta la mezcla de etano en la descarga de la bomba (alimentación de la línea) se ubica en la región super – crítica (fase densa). La Figura 3 muestra que mientras la corriente alimenta la línea de transmisión, su temperatura desciende considerablemente, para luego mantenerse constante y muy cercana a la temperatura ambiental.

Figura 3. Envolvente (Diagrama) de Fases indicando ruta de bombeo y perfil de presión –temperatura de la line de transmisión

La Figura 4 presenta los perfiles de presión calculados para la línea en escenario de ambos casos A y B. Para la opción A, la presión de entrada es de  13.6 MPa (1972 lpca) , para asegurar la entrega de la mezcla de etano a  5.3 MPa (769 lpca).  De igual manera, la Opción B refleja un aumento de presión hasta to 8.2 MPa (1189 lpca) en cada estación de rebombéo.

La Figura 5 presenta los perfiles de temperatura para ambas opciones A, y B. La temperatura ambiental de 18.3˚C y (65˚F) igual se ve graficada. En la opción B, la temperatura de descarga para la bomba de entrada es 11.2˚C , (52.1˚F) la cual se ubica por debajo de la ambiental. Para ambas opciones, la temperatura dinámica (fluyente) de la línea se aproxima rápidamente a la ambiental dentro de los primeros 50 km (31 millas).

Las Figuras 6, y 7 presentan el perfil de la densidad fluyente, así como la velocidad a través de la línea, respectivamente. Para una tubería de transporte de crudo por tierra, el rango de la velocidad se ubica entre 1.5 hasta 2.5 m/s (5 to 8 pie/s). El cambio abrupto de la densidad, y por consiguiente la velocidad, dentro de los primeros 60 km (37.3 millas) se debe a la disminución de la mezcla del etano, la cual se aproxima a la ambiental de tierra.

Figura 4. Perfiles de Presión para las Opciones A, y B

Figura 5. Perfiles de Temperatura para las Opciones A, y B

Figura 6. Perfil de la Densidad del Fluido para la Opción A

Figura 7. Perfil de Velocidad del Fluido para la Opción A

Los requerimientos de potencia total d bombeo con eficiencias de 50% para las Opciones A y B son de 457 and 504 kW (381.6 y 420.8 hp), respectivamente. Esto se presenta solo con carácter de estimado inicial. Normalmente, se trabaja con los fabricantes de las bombas para lograr mejores eficiencias basadas en el CAPEX, y OPEX del sistema.

Conclusiones:

Basados en los resultados obtenidos para el caso en estudio considerado en este PDM, se pueden arrojar las siguientes conclusiones:

1.     Durante el bombeo de la mezcla de etano, la temperatura se vio incrementada de forma lineal con la presión (Figura 2).
2.     La temperatura de la alimentación se aproxima rápidamente a la ambiental de tierra. Es posible que este cuadro no se presente para menores coeficientes totales de transferencia de calor (Figura 5
3.      Una tubería con una sola bomba de entrada A (Opción A) requiere menos potencia en comparación con la Opción B de implantar una bomba de entrada más dos adicionales de re-bombeo. Debido a la mayor presión de la Opción A, se requiere mayor espesor de la pared de la línea.
4.     Un análisis complete de los costos asociados con bombeo vs costo de la tubería debe efectuarse para determinar el diámetro óptimo de la línea, así como el espesor de misma y los requerimientos de potencia.

El punto que no fue considerado, pero que vale citar es que el etano es compuesto que presenta dificultadas en su sellado. Es preciso trabajar con los fabricantes, y ensambladores de las bombas para seleccionar los sellos secos. Ésta selección podría impactar la confiabilidad total del sistema.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar sus problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nuestras Sesiones Técnicas G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), PF81 (CO₂ Surface Facilities), PF4 (Oil Production and Processing Facilities), and PL4 (Fundamentals of Onshore and Offshore Pipeline Systems.

La consultoría John M. Campbell Consulting (JMCC), le ofrece su extensa experiencia en este tema y múltiples adicionales. Para mayor información sobre los servicios que ofrece la JMCC, le invitamos que visite nuestra dirección en la red a  www.jmcampbellconsulting.com, o nos envían correo a consulting@jmcampbell.com.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Bothamley, M.E. and Moshfeghian, M., “Variation of properties in the dese phase region; Part 1 – Pure compounds,” TOTM, http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2009/12/variation-of-properties-in-the-dense-phase-region-part-1-pure-compounds/, Dec 2009.
2. Moshfeghian, M., ”Transportation of CO₂ in the Dense Phase,” TOTM, http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2012/02/ , Feb 2012
3. Moshfeghian, M., ”Transportation of CO₂ in the Dense Phase,” TOTM, http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2012/01/, Jan 2012
4. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2014.
5. Soave, G., Chem. Eng. Sci. 27, 1197-1203, 1972.

 

Durante los anteriores Previos del Mes (PDM), hemos discutido el comportamiento fásico del gas natural dulce – agua, gas natural agrio – agua, y sistemas de gas ácido – agua. Éstos han sido expuestos en los PDM de Octubre 2007 TOTM [1], Noviembre 2007 TOTM [2], y Diciembre 2007 TOTM[3], respectivamente.  En este PDM revisitaremos el escenario del gas ácido – agua (vapor). Específicamente, serán evaluados distintos métodos para las predicciones del contenido del vapor de agua en sistemas de gas ácido, basándose éstos en data experimental tomada de la literatura. Diagramas exponiendo el contenido de agua compatible con la información experimental para el CO₂, H₂S puro, así como el C₁H₄ puro mas sus mezclas se generan y son presentados.  Estos gráficos pueden ser aplicados para los cómputos de tipo facilidades mas la resolución de la problemática operacional.

La Tabla 1 presenta las composiciones de varios gases ácidos evaluados en este estudio, junto con sus contenido de agua a condiciones saturadas (en porcentaje molar) de data experimental [4] y de las predicciones por cinco métodos. Los resultados de Maddox , et. al [5] fueron generados aplicando el conjunto de simulación numérica (software) GCAP [6] y los de Erbar et. al. [7] generados por el “software” EzThermo [8]. Los resultados Wichart & Wichart [9], y Yarrison et. al. [10] fueron obtenidos del GPA RR-210 [11]. La última columna presenta los resultados arrojados por el SRK de ProMax [12].

La Tabla 1 indica que mientras la concentración total de gas ácido es menor que un 60 porcentaje molar, todos los cinco métodos generan resultados con certeza dentro del rango experimental. Sin embargo, para mayores concentraciones del gas ácido, los métodos Yarrisonet al.[10] y ProMax[12] presentan resultados de mayor confiabilidad.

Tabla 1. Certeza de los cinco métodos aplicables en la predicción del contenido de agua para los gases ácidos.

* Reportado en el GPA RR-210 [11]; ** Error %=100(Valor Exp –  Val Cal)/(Valor Exp)

La Tabla 2, y Figura 1 presentan el análisis de error para la predicción de 74 mezclas adicionales de los gases ácidos. El detalle de los datos puntuales, y fuente de los puntos experimentales se exponen en el  GPA RR-210 [11]/. Los cinco métodos bajo análisis son los de Maddox et al. [5], Robinson et al. [13], Wichert&Wichert [9], Yarrison et al. [10], y ProMax [12].  Con la excepción de los resultados ProMax [12], los métodos de estimación del análisis de error para el contenido de agua por los cuatro remanentes fueron extraídos del GPA RR-210 [11].

Tabla 2. Certeza de los cinco métodos aplicados en la predicción del contenido de agua de las 74 mezclas de gas.

* Reportado en el GPA RR-210 [11]
**  % Error Absoluto = (100/74) Σ|( Valor Exp –  Valor Cal)|/(Valor Exp)

La Figura 1 presenta el análisis de error de forma gráfica para las mismas 74 mezclas presentadas en la Tabla 2. Basados en los análisis de error de las Tablas 1,2, y la Figura 1, el método ProMax fue el seleccionado para generar los diagramas del contenido de agua para el  CO₂ puro, H₂S, puro, y sus mezclas.

Figura 1. Certeza de los cinco métodos para la predicción del contenido de agua de las 74 mezclas de gases.

El equilibrio de fases en el sistema H₂S + agua y el CO₂ + agua es la clave concerniente a la discusión sobre el contenido de agua de un sistema de gas ácido. Las Figuras 2 (SI), y 2(fps) presentan el contenido de agua de un H₂S puro arrojado por el ProMax [12] como función de presión y temperatura, en el sistema de unidades internacionales (SI), así como las de campo    (Ingenieriles – fps en libra, pie, segundo). Este comportamiento se muestra en el grafico citado, es algo complejo y es explicado en detalle por Carroll [14]:

“A bajas presiones el Sulfhídrico (H₂S) + agua existe en fase gaseosa. A estas condiciones el contenido de agua tiende a mermar con aumento de presión, lo cual es esperado. Eventualmente se logra una presión en donde el H₂S es licuado. En este gráfico se representa esta condición por la discontinuidad de la curva y una línea intermitente une la transición de fases. Existe un cambio de salto en el contenido de agua cuando se presenta una transición del vapor a líquido. En el caso del sulfuro de hidrógeno el contenido de agua del H₂S líquido es mayor a la del vapor coexistente de equilibrio. Esto es contrario al comportamiento de los hidrocarburos livianos en donde el contenido de agua el en hidrocarburo líquido es menor que el vapor de equilibrio coexistente.

Dentro de la región de transición, el gas ácido existe tanto en la fase de vapor así como de líquido. La saturación de agua en la fase de vapor es presentada por el valor inferior, mientras que el contenido de agua en la fase líquida es el valor superior.

Las Figuras 3 (S), y 3(fps) presentan el contenido de agua del CO₂ puro mas el C₁H₄ puro pronosticado por el ProMax [12] como función de presión y temperatura, en el sistema internacional de unidades (SI), y unidades ingenieriles (fps) . Cuando las Figuras 2, y 3 fueron superpuestas sobre las Figuras 20-5, y la 20-6, respectivamente, del Texto de Data GPSA [15] se logró una coincidencia muy concordante. Las dos figuras en este texto del GPSA se basan en la data experimental del modelo  Yarrison et al.

En general el comportamiento fásico del sistema CO₂ + agua es tan complejo como el de H₂S + agua. El liquido enriquecido en CO₂ solo se presenta cuando la temperatura es menor que aproximadamente  32.2°C (90°F). Como se muestra en la Figura 3 (así como en la Figura 2 reportada por Maddox, y Lilly [16], el contenido de agua del CO₂ exhibe un mínimo.

La Figura 4 presenta el comportamiento de fases del CO₂ puro, H₂S puro y tres mezclas de éstos conteniendo 2 porcentaje molar del C₂H₄. Sus cartas de contenido de agua correspondientes son expuestas en la Figura 5.

Resumen:

Existen varios métodos disponibles que poseen aplicación para lograr la predicción del contenido de agua de los gases ácidos. La mayoría de éstos se basan en ecuaciones de estado, así como modelos termodinámicos. Como se ha detallado en este contenido, el comportamiento de fases es complejo y se debe ejercer un cuidado acentuado para asegurar las predicciones acertadas. Aun cuando no detallado en este estudio, los hidratos igual pueden formarse, los cuales impactan significativamente el equilibrio de fases.

Distinto métodos aplicados en las predicciones del contenido de agua de los gases ácidos son evaluados basados en la data experimental disponible en la literatura. Adicionalmente, los diagramas del contenido de agua compatibles con la data experimental para los componentes puros  CO₂, H₂S, CH₄  ms sus mezclas se generan y son presentados. Éstos gráficos pueden ser aplicados para los cómputos relacionados con las facilidades, así como para la solución de la problemática operacional (troubleshooting).

Para informarse adicionalmente, le sugermios su asistencia a nuestras sesiones técnicas  G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing-Special), and PF81 (CO₂ Surface Facilities), PF4 (Oil Production and Processing Facilities).  

La Empresa John M. Campbell Consulting (JMCC) le ofrece sus conocimientos y experiencia experta sobre este tema y múltiples adicionales. Para obtener mayor información sobre nuestros servicios ofrecidos por la JMCC, visite nuestra dirección en la red al   www.jmcampbellconsulting.com, o nos envían correo electrónico al consulting@jmcampbell.com.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por : Dr. Frank E. Ashford

References:

1. Moshfeghian, M. “Water-Sweet Natural Gas Phase behavior,” http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2007/10/water-sweet-natural-gas-phase-behavior/, October 2007.
2. Moshfeghian, M., ”Water-Sour Natural Gas Phase Behavior,”http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2007/11/water-sour-natural-gas-phase-behavior/, November 2007.
3. Wright, W. and M. Moshfeghian, “Acid Gas-Water Phase Behavior,” http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2007/12/acid-gas-water-phase-behavior/, December, 2007.
4. Huang, S.S.S., A.D. Leu, H.J. Ng, and D.B. Robinson, “The Phase Behavior of Two Mixtures of Methane, Carbon Dioxide, Hydrogen Sulfide, and Water” Fluid Phase Equil. 19, 21-32, 1985.
5. Maddox, R.N., L.L. Lilly, M. Moshfeghian, and E. Elizondo, “Estimating Water Content of Sour Natural Gas Mixtures”, Laurance Reid Gas Conditioning Conference, Norman, OK, Mar., 1988.
6. GCAP8.3, John M. Campbell & Co., Norman, Oklahoma, December 2010.
7. Erbar, J.H., A.K. Jagota, S. Muthswamy, and M. Moshfeghian, “Predicting Synthetic Gas and Natural Gas Thermodynamic Properties Using a Modified Soave-Redlich-Kwong Equation of State,” Gas Processor Research Report, GPA RR-42, Tulsa, USA, 1980.
8. EzThermo, Chemical Engineering Consultants, Inc, Stillwater, Oklahoma, 2010.
9. Wichert, G. C. and E. Wichert, “New Charts Provide Accurate Estimation for Water Content of Sour Natural Gas”, O&G J, pp 64-66, Oct. 27, 2003..

El hierro inoxidable integra una familia de ferriticos resistentes que contienen cromo en los cuales éste forma una película pasiva del óxido de cromo CR2O3) cuando es expuesta al oxígeno [1]. Este fenómeno es denominado pasivación, y como observado en otros materiales tales como el aluminio, y titanio.

La película es impermeable al agua y aire y se reforma rápidamente cuando la superficie es rayada. Esto protege al material inferior, así eliminando corrosión superficial adicional. Como es película solo se constituye en presencia de oxigeno, la resistencia a la corrosión solo se puede ver afectada adversamente si el componente es aplicado en un ambiente libre de oxigeno, e.i. pernos debajo de la superficie en estructuras de soporte en plataformas marítimas.

Tal pasivación solo sucede  si la proporción del cromo es suficientemente elevada y normalmente se cumple con la adición de un mínimo de 13% del cromo (por peso). Mayores niveles de resistencia a la corrosión se logran progresivamente con la incorporación de otras aleaciones de elementos – cada uno de éstos impartiendo atributos específicos con respecto a su propia resistencia, así como la de corrosión.

Condiciones de Clasificación

La necesidad de clasificar el hierro inoxidable ha resultado en un problema fundamental el cual es la selección del procedimiento a seguir. Probablemente el mejor de éstos es detallado de la Sociedad de Ingenieros Automotrices (SAE) e.g. 316 Cr/Ni/Mo 17/12/2. Esto se interpreta como el hierro inoxidable integrado por porciones de 17 % cromo, 12 Níquel, y 2% molibdeno.

Sin embargo, el entorno es algo confundido por una variedad de sistemas internacionales y de fundamentos de países individuales los cuales incluyen el EN            (European Norm- Normativa Europea); mas el (Unified Numbering System-Sistema Unificado Numeral). Por ejemplo, el SAE 304 Cr/Ni 18/10 hierro inoxidable es EN 1.4301 el cual es el UNS S30400.

El hierro inoxidable puede igual clasificado en cinco familias básicas o fases determinadas por sus estructuras cristalinas: las fases estables austeníticos o ferrítico, una mezcla dúplex de los dos.; la fase martensítica es creada cuando algunos hierros son templados de una temperatura elevada mediante endurecimiento-precipitado.

Hierro Inoxidable Ferritico

En el hierro inoxidable férrico, los átomos del  hierro y el cromo se arreglan en lo que es denominado una estructura cúbica en la cual éstos se acomodan en las esquinas del cubo, y uno en el centro (Figura 1). Igual que su clasificación ferro-magnética, el hierro inoxidable férrico exhibe alta resistencia al ranuramiento por corrosión.

Hierros inoxidables férricos son de cromo sencillo en grados (10.5 18%) caracterizados por resistencia moderada a la Corrosión, y de pobres propiedades de fabricación. Éstas características pueden ser mejoradas con la adición del molibdeno; algo de aluminio, o titanio.

El grado básico 430 es uno de sencilla capacidad de corrosión y resistencia al calor. Elementos de aleaciones que tienden a conformar una estructura ferritica se nombran formadores ferriticos y resultan en grados tales como los de 43 y 444, y el de grado de propiedad 3CR12.

Los hierros de grados  ferriticos incluyen: 18Cr-2Mo; 26Cr-1Mo; 29 Cr-4Mo; and 29Cr-4Mo-2Ni (Figura 2).

Hierro Austenítico Inoxidable

Con la adición del níquel, las propiedades cambian dramáticamente, Como se muestra  (Figura 3) los átomos se re-ordenan de manera en que se colocan en las esquinas del cubo, así como en el centro de cada una de las caras. De ésta forma se determina lo que es denominado el hierro austenítico.

Se puede observar de la Tabla 1 que si se solicita específicamente un hierro ferro-magnético, el austenítico sería la preferencia obvia. De hecho esto se confirma por el por el reconocimiento que los hierros austeníticos integran un 70% o mas de todos los hierros inoxidables usados a nivel mundial – con los ferríticos integrando un 25%. Las otras familias solo  representan menos de un 1% del mercado total.

Los hierros austeníticos se designan por la numeración de las series 200 y 300.

Serie 300

La relación entre los grados 300 austeníticos se muestra en las Figuras 4.

El grado básico 304 contiene en el orden de 18% cromo y 8 % níquel (a menudo referida como el 18/8) y se extiende hasta la alta aleación o “super austeníticos” tales como los grados  904L y 6% molibdeno.

Elementos adicionales pueden verse agregados tales como el molíbdeno, titanio y cobre, para modificar o mejorar sus propiedades, rindiéndoles aplicables en cualquiera aplicación de alta temperatura así como la resistencia a la corrosión. Este grupo de hierros también se ven aplicables en las aplicaciones criogénicas por cuanto su contenido de níquel en convertir el hierro a uno austenítico evitan los problemas con la fragilidad a temperaturas bajas, el cual es característica de los hierros de otros tipos.

Generalmente, las aleaciones del grado 300 son sujetas a la corrosión de grietas y picaduras.

Versiones de bajo-carbón (indicados por la letra prefija L) incluyen el 304L, 316L y el 317L, en los cuales el contenido de carbón de la aleación es menos del 0.03%. Esto reduce el efecto de la “sensibilización”  mediante el cual los carburos de cromo se precipitan en los bordes de los granos debido a las altas temperaturas aplicadas durante la soldadura. Éste contenido relativamente alto del níquel igual inhibe la fragilidad exhibida por los materiales ferríticos a bajas temperaturas y por lo tanto rinde los hierros austeníticos aplicables en las aplicaciones criogénicas.

Serie 200

Hemos visto previamente como la adición del níquel es aplicado en la creación del cromo-níquel serie 300 del hierro austenítico.

El contenido reducido del níquel de la serie 200 de grado cromo-manganeso los rinde considerablemente más económicos. Sin embargo, dependiendo de su integración química, también ofrecen buena formabilidad (ductilidad) y/o fuerza. Por cierto, algunos grados (series 201, 202, y 205) hasta ofrecen algo de un 30% mayor en fuerza de tracción comparado con la clásica serie-304 cromo-níquel, permitiendo a los diseñadores reducir los pesos (Tabla C.2)

La reducción del níquel, de otra manera, reduce el contenido máximo del cromo en la aleación. Menor cromo indica menor resistencia a la corrosión, y consiguientemente reducción en los rangos de aplicación en los cuales el material es viable.

Se adelanta una alerta del International Stainless Steel Forum (ISSF). Continuada presión para reducir los costos, especialmente en los mercados Asiáticos, ha resultado en la formulación de grados austeníticos de menores contenidos del níquel y cromo, a menudo no cubiertos por las normas o especificaciones internacionales. De hecho, numerosos grados cromo-manganeso son de especificaciones de empresa y se identifican sencillamente pro la designación indicada por el fabricante.

Hierros Inoxidables Dúplex

Los hierros inoxidables dúplex [6] son una mezcla de las micro estructuras austeníticas y frerríticas que combinan las características inherentes de ambas clases:

• resistencia a la corrosión bajo tensión – pero inferior al hiero ferrítico;
• mayor resistencia al hierro ferrítico – pero inferior al hierro austenítico;
• aproximadamente el doble de la resistencia del hierro austenítico;
• superior resistencia a la corrosión de picaduras, grietas y agrietamiento de corrosión bajo tensión;
• alta resistencia al ataque de los iones del cloruro, y
• alta soldabilidad.

La deshidratación con glicol es el proceso de mayor uso aplicado para asegurar las especificaciones de un gas de transmisión, más los requerimientos de campo (bombeo neumático [gas lift], combustible, etc.). El Trietilén Glicol (TEG) es el glicol de uso de mayor frecuencia en estos sistemas de absorción. A presión atmosférica, con temperatura máxima del rehervidor en 204 °C [400 °F], la mayor concentración del glicol pobre que se puede lograr se ubica en el orden del 98,7 porcentaje de masa. Esto representa la mayor concentración que se puede lograr en el regenerador operando a 1 atm. Si la concentración del glicol pobre requerida para cumplir con una especificación de punto de rocío es mayor que 98,7, esto implica la incorporación de algún proceso a emplear para lograr éste aumento en la unidad. Virtualmente todos estos procesos implican la reducción de la presión parcial del agua en solución mediante la aplicación de un vacío en el regenerador, o mediante la introducción de un gas de arrastre en éste.

En el Previo del Mes (PDM) de Junio 2013 [1], fue evaluado el impacto del gasto (caudal) del gas de arrastre sobre la concentración del TEG para varias condiciones de operación. Una serie de gráficos fueron presentados, así logrando una referencia rápida para determinar el caudal del gas de arrastre indicado para el logro de una concentración del TEG pobre. Éstos fueron basados en los estudios y cómputos rigorosos logrados por simulación en computadora, y se pueden aplicar en los casos de cómputos de tipo facilidades, así como para la evaluación de la problemática operacional (trouble shooting) de un equipo de deshidratación con TEG activo. Para cualquier referencia adicional se podrán dirigir al PDM de Junio 2013.

En éste PDM, el cual se basa en las carta presentadas en dl PDM de Junio 2013, se presenta una correlación para estimar los requerimientos del gas de arrastre como función de la fracción de peso del TEG, temperatura del rehervidor, y el numero de contactos (platos) teóricos a ser aplicados en la sección (columna) del gas de arrastre. En adición, se presenta un resumen del análisis de error de lo propuesto.

Correlación Propuesta:

Como fuera discutido el  PDM de Junio 2013, el gasto del gas de arrastre es función la fracción/porcentaje de masa, la temperatura del regenerador, y número de contactos en la columna del gas de inyección, Ns.  En el mismo PDM, fueron presentadas tres cartas para 0, 1, y 2 etapas teóricas. Cada grafico presentaba tres isotermas de 182°C (360°F), 193°C (380°F), y 204°C (400°F) para una concentración del TEG pobre entre  98,50 al 99,95 porcentaje de masa. Para poder proyectar los requerimientos del gas de inyección aplicando sistemas de computación, tales como Excel, o por cómputo a mano, se intentó desarrollar una correlación sencilla. Varios modelos fueron evaluados, así favoreciendo la siguiente correlación:

Caudal del Gas de Arrastre =

Donde:

x: La fracción de masa del TEG requerida

y: (g-T)x

T: Temperatura del Rehervidor, °C (°F)

g: 193°C (380°F)

Aplicando un programa de computación en regression no –linear, más información generada por ProMax [2], así como fuera reportado en el PDMS de Junio 2013 [1], los parámetros de la correlación fueron identificados mediante la minimización del error residual en la función objetiva, definida por la Ec. 2.

Donde el NP es el número de puntos de data. Para éste análisis, fueron aplicados 72 puntos de información para cada etapa en la sección (columna) de arrastre.

Aplicando la función objetivo definida por la Ec. 2, los valores de los parámetros “a”, hasta el “f” en la Ec 1 fueron determinados, mientras que el valor “g” fue fijado en 193°C (380°F).  Los valores de los parámetros resultantes en unidades internacionales (SI), y unidades de campo (fps, pie, libra, segundo) se detallan en la Tabla 1. El resumen del análisis de error es presentado en la Tabla 2. Las Figuras 1 al 3 arrojan las comparaciones de los resultados obtenidos por la correlación propuesta de la Ec 1, así como para los resultados por ProMax [2] para Ns = 0, 1, y 2.

Tabla 1. Los parámetros propuestos en SI, y fps.

Figura 1. Comparación de la correlación propuesta (curvas sólidas) con ProMax    (símbolos) [2]; resultados para Ns = 0, número de etapas teóricas

Tabla 2. El análisis de error para la correlación propuesta en compración con ProMax[2]

Fig. 2. Comparación de la correlación propuesta (curvas sólidas) con ProMax (símbolos) [2] ; resultados para Ns = 1 número de etapas teóricas en la sección de arrastre

Conclusiones:

En el presente PDM, el cual es una continuación del PDM de Juio, se ha arrojado una correlación para cuantificar el gasto de un gas de arrastre (inyección) mediante la Ec 1. Los parámetros de la correlación a ser aplicados en unidades SI y/o fps se presetan en la Tabla 1. La correlación propuesta puede ser aplicada para la determinación rápida del gas de arrastre (inyección) requierido para lograr una concentración del TEG pobre a condiciones de temperatura del rehervidor, más el número de etapas teóricas de contacto en la sección de arrastre. El resumen del análisis de error  en la Tabla 2, y las comparaciones gráficas entre los resutlados de la Ec 1 y aquellos obtenidos por el ProMax[2] mostrados en las Figuras 1, al 3 indican que la correlación propuesta es de suficiente certeza para su aplicación en los cómputos de tipo facilidades para la evaluación y análisis de la problemática de operación en una unidad operativa de TEG.

Fig 3. Comparación de la correlación propuesta (curvas sólidas) con ProMax (símbolos); resultados para Ns = 2, número de etapas teóricas en la sección de arrastre

Para informarse adicionalmente sobe el tema sugerimos su asistencia a nuestras sesiones: G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing-Special), and PF81 (CO₂ Surface Facilities), PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

La Consultoría John M. Campbell (JMCC) ofrece su maestría y conocimientos sobre este tema y muchos adicionales. Para obtener mayor información sobre el ofrecimiento de éstos servicios, le invitamos a visitar nuestra dirección en la red al  www.jmcampbellconsulting.com, o nos envían un correo electrónico al consulting@jmcampbell.com.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Moshfeghian, M., http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/2013/05/teg-dehydration-stripping-gas-charts-for-lean-teg-regeneration/, June 2013.
2. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2012.

La deshidratación con Glicol es el proceso  más  común aplicado para lograr las especificaciones de venta para un gas de transmisión, así como las de campo (bombeo neumático  (gas-lift), combustible, etc.) El Trietilén glicol (TEG) es el glicol de mayor uso  en estos sistemas de absorción. En este Previo del Mes (PDM), se analizará el impacto en el gasto del gas de arrastre (stripping gas) sobre la concentración del TEG pobre regenerado para viarias condiciones operativas.

El Capítulo 18 del Texto “Gas Conditioning and Processing” [1] presenta el diagrama de flujo de proceso, más lo básico de las unidades de glicol. Un parámetro clave aplicado en el dimensionamiento de la unidad de deshidratación TEG es la  temperatura del punto de rocío de agua en el gas seco abandonando la torre contactora. Un vez que éste punto de rocío, y la presión de la torre se establezcan, las cartas de contenido de agua similares a las de la Figura 1, en la referencia [2] pueden aplicarse para el estimado de éste, requerido para el gas seco. La concentración especificada  del TEG pobre se relaciona termodinámicamente a ésta concentración de agua del gas pobre, lo cual impacta los costos operativos (OPEX), así como los de capital (CAPEX). Mientras menor es el contenido de agua del gas seco, mayor de ser la concentración del TEG pobre.

Este parámetro fija la citada concentración de admisión al tope del contactor, más el numero de platos (o altura de empaque) del mismo.

La solución del TEG rico es normalmente regenerado a presión bajas y temperaturas altas. La concentraciones máxima que se puede lograr en una unidad regeneradora atmosférica operando a una temperatura de descomposición de  206°C (404°F) es de 98.7 por ciento en peso. El punto de rocío del agua correspondiente a ésta concentración del TEG, y una temperatura del  contactor  de 38°C (100°F) es de – 8°C  (18°F).

Si la concentración requerida del glicol pobre en el absorbedor debe lograr una especificación de punto de rocío mayor que las citadas condiciones máximas, es preciso incorporar en la unidad algún método adicional para empobrecer aun más la concentración del glicol.   Prácticamente todos éstos métodos involucran la reducción en la presión parcial del agua en la solución de glicol mediante la imposición de un vacío en el regenerador, o la introducción de un gas de arrastre (stripping gas) dentro del mismo.

Un sistema de gas de arrastre se muestra en la Figura 1 [1]. Cualquier gas inerte,  una porción del gas en deshidratación, o la descarga de  gas de una bomba de glicol (si éste es usado), es admisible. La cantidad del gas de arrastre es mínima. Éste puede ser introducido en el regenerador, o dentro del empaque de la “columna de arrastre” entre el regenerador, y el tanque acumulador. En teoría, la introducción del gas entre el acumulador y re-hervidor es superior y resultará en menores volúmenes requeridos para el gas de arrastre. Si éste es inyectado al regenerador, se suele aplicar un tubo difuso en el fondo del mismo. Otras alternativas se muestran en la referencia [1].

La mayoría de los regeneradores contienen mas de una etapa de equilibrio, particularmente si una columna de arrastre es instalada entre el re-hervidor, y el tanque acumulador. Los caudales de inyección del gas de arrastre pocas veces exceden los 75 m³ std / m³ std TEG [10 pcs/gals] si no es que la concentración del TEG pobre exigido excede  un  99.99 porcentaje de peso. Si éstas son necesarias, un diseño alternativo tal como el DRIZO®, o uno de adsorción aplicando las tamices moleculares también debe ser considerado.

En este Previo del Mes (PDM) estudiamos los gastos del gas de arrastre necesarios como función del porcentaje de peso del TEG, temperatura del re-hervidor, numero de contactos (platos) teóricos  de equilibrio (Ns), en la sección de arrastre, e igual el numero de éstos en la columna destiladora (regeneradora), (Nr). Mediante la simulación rigorosa numérica en computadora del sistema de regeneración del TEG, hemos preparado varias correlaciones gráficas para la determinación rápida de los caudales del gas de arrastre coincidente con  los cómputos de tipo facilidades.

Figura 1. Columna típica de regeneración del TEG con gas de arrastre [1]

Resultados de las Simulaciones de Computación:

Para poder realizar el impacto del caudal del gas de arrastre sobre el porcentaje de peso en el TEG pobre, hemos simulado el diagrama de flujo del proceso de regeneración  del TEG mostrado en la Figura 1. Para cumplir con este estudio empleamos los algoritmos numéricos (software) del ProMax [3] incorporando la ecuación de estado (EDE) Soave-Redlich-Kwong (SRK) [3]. El diagrama de flujo correspondiente para la simulación en computadora es presentada en la Figura 2.

     Figura 2. Diagrama de flujo de proceso indicando los resultados mediante el ProMax [3]

La Figura 2 igual muestra ejemplos de cómputos para el caso en estudio. Como se detalla en ésta, la solución rica del TEG contiene un 07.5 en porcentaje de peso en su admisión a la torre regeneradora a 150°C (302°F) y 104 kPaa (15.1 Psia). La temperatura de esta unidad se fijó en  204°C (400°F) con una relación de ebullición de 0.1 (base molar). Se especificaron dos etapas teóricas (N_R = 2) en la torre regeneradora, así como dos teóricas (N_S=2) en la unidad de inyección de gas de arrastre. Éste es admitido en el fondo de la unidad a 150°C (302°F) y 125 kPaa (18.1 Psia). El metano fue aplicado para el gas de inyección, a una tasa de 5 m³/h std (175.6 pcs/hr), en donde la solución pobre regenerada representa un 99.65 porcentaje de peso del TEG, y la razón del gas de arrastre al volumen de TEG líquido es de  5.76 m³ std of gas/ m³ std  de la solución pobre del TEG (0.77 pcs/gals). Si éste fuese dispersado directamente en la unidad de regeneración (Ns = 0 , sin unidad de inyección de gas de arrastre) , y lo remanente se mantuviera constante la solución regenerada contendría 99.2 % del TEG (peso), y la relación del gas de arrastre a la solución del TEG pobre sería 5.73 m³ std  del gas/ m³ std del  TEG pobre(0.76 pcs/gals). Par los casos citados, hemos incrementado el número de las etapas (platos) teóricos en la columna regeneradora de 2 a 3 (N_R = 3) y la concentración del TEG pobre se mantuvo casi constante. Igual se varió la concentración del TEG rico de 90 hasta 98 % (peso), observando ningún cambio apreciable en la concentración del TEG pobre para el mismo volumen para el gas de arrastre.

Aplicando un proceso similar, se efectuaron varias simulaciones para un rango de volúmenes del gas de arrastre N_R=3, N_S=0, 1, y otras dos se lograron para temperaturas del regenerador de 204, 193, and 182°C (400, 380, and 360°F). Los resultados de éstas simulaciones se presentan en las Figuras 3 al 5. Éstas se re-grafican  en la Figura 6.

Figura 3. Efecto del % de peso del TEG, temperatura del regenerador, y numero de etapas (platos) teóricas  en la columna de arrastre

Figura 4. Efecto del % de peso del TEG, temperatura del regenerador, y número de etapas (platos) teóricas en la columna de arrastre

Figura 5. Efecto del % de peso del TEG, tempratura en el regenrador, y número de etapas (platos) teóricas en la columna de arrastre

Conclusiones:

En este PDM, se ha analizado el impacto del gasto del gas de arrastre sobre la concentración del TEG pobre para varios casos en estudio. Una serie de gráficos se han presentado en la Figura 3 al 6 para la rápida determinación del caudal del gas de arrastre requerido para obtener una concentración del Glicol pobre. Éstos se basan en una serie de cómputos rigorosos efectuados mediante un programa de simulación computarizado  y se pueden  aplicar en los análisis numéricos utilizados en la evaluación, más solución de problemas operacionales (troubleshooting) para una planta TEG en operación. Adicionalmente se han arrojado las siguientes observaciones:

1. El caudal (gasto) del gas de arrastre requerido es independiente de la concentración del Glicol rico entre los rangos de 90 hasta 98 porciento de peso.
2. Mientras aumenta en número de etapas (platos) teóricos en la columna de arrastre (Ns) entre 0 a 2, disminuye el volumen del gas de arrastre.
3. Aumentando el número de etapas (platos) (N_R) en la columna de regeneración entre 2 a 3 no aporta beneficio apreciable sobre los requerimientos del gas de arrastre.
4. Aumentando la temperatura del regenerador  entre 182 a 204 ° C (360 a 400 °F), disminuye el gasto del gas de arrastre.

Figura 6. Efecto del % de peso, temperatura del regenerador, y número de etapas (platos) teóricas en la columna de gas de arrastre

Para informarse adicionalmente sobe el tema sugerimos su asistencia a nuestras sesiones: G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing-Special), and PF81 (CO₂ Surface Facilities), PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

La Consultoría John M. Campbell (JMCC) ofrece su maestría y conocimientos sobre este tema y muchos adicionales. Para obtener mayor información sobre el ofrecimiento de éstos servicios, le invitamos a visitar nuestra dirección en la red al  www.jmcampbellconsulting.com, o nos envían un correo electrónico al consulting@jmcampbell.com.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

References:

1. Campbell, J. M., “Gas Conditioning and Processing”, Vol. 2, The Equipment Module, 8^th Ed., Second Printing, J. M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, 2002.
2. Campbell, J. M., “Gas Conditioning and Processing”, Vol. 1, The Basic Principles, 8^th Ed., Second Printing, J. M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, 2002.
3. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2012.
4. Soave, G., Chem. Eng. Sci. Vol. 27, No. 6, p. 1197, 1972.