En los recientes PDM’s (Enero a Abril, Agosto, y Septiembre 2012 y otra vez en Enero del 2012) hemos expuesto varios aspectos del rendimiento físico y de transporte del dióxido de carbono (CO₂) y el gas natural en su fase densa. Hemos ilustrado como las propiedades térmico-físicas varían en la fase densa y el impacto sobre los cómputos de caídas de presión. Éstas fueron comparadas utilizando las ecuaciones de la fase de vapor, así como la fase líquida.

En el PDM de Agosto 2012, hemos analizado el transporte de un gas natural rico en su fase densa, comparando los resultados con el caso de transporte de éste gas aplicando la opción de dos fases (gas-líquido).  Nuestro estudio destacó las ventajas y desventajas del transporte en la fase densa.

En el PDM de Septiembre 2012, hemos analizado el transporte de un gas natural pobre en un amplio rango de presiones de operación desde las presiones relativamente bajas típicas de los gasoductos de transmisión hasta presiones mucho más elevadas dentro de la fase densa.

En el PDM de Enero 2013, estimamos los costos de capital (CAPEX) como herramienta de comparación, y luego seleccionar las condiciones operativas asociadas con una facilidad de larga distancia – alto volumen de un gasoducto.

En este  Previo del Mes (PDM), revisitaremos el PDM de Enero 2013 , y continuaremos la exploración de las alternativas específicas de en un gasoducto de tierra. El enfoque de este mes será también sobre el estimado de los costos de capital como herramienta para la comparación, y luego selección de las presiones operativas mas las facilidades asociadas para una instalación de transmisión de alto volumen.

Caso en Estudio:

Continuaremos la aplicación de las bases del  mismo  estudio que fuera utilizado en Septiembre del 2012. La composición del gas mas las condiciones  se presentan en la Tabla 1. Para la simplicidad, los cómputos, y discusión subsiguiente se efectuarán en base seca. El punto de rocío del gas de   alimentación  se redujo a -40 ˚F (-40 ˚C) pasando éste por un sistema de refrigeración mecánica para el control de punto de rocío. La composición resultante y condiciones resultantes del gas se detallan en la Tabla 1. El gas pobre posee un poder calorífico bruto de 1082 BTU/pcs (40.33 MJ/m³s), lo cual es el rango típico para la calidad contractual de un gas natural en Norte América. Los parámetros del gasoducto son:               

• Longitud de la Línea es de 1000 millas (1609 km).
• Diámetro exterior del a tubería es de 1067 mm (42 pul.) para los Casos A, hasta C. Para el Caso D, el diámetro exterior es de 914 mm (36 pul.)
• Se asumen condiciones de flujo continuo.
• Rugosidad absoluta de 46 micrones (0.0018 pul.)
• Densidad del Hierro al Carbono de 7850 kg/m³ (490 lb_m/pie³)
• La Presión en el punto de descarga y succión de cada estación de compresión es de  7 MPa (1000 lpca)
• Ésta es una tubería horizontal sin cambio de elevación.
• Coeficiente Total de Transferencia de Calor es de: 1.42 W/m²–˚C (.0.25 Btu/hr-p²–˚F)
• Temperatura Ambiental es 18.3˚C (65˚F).
• Eficiencia Politrópica de los Compresores es 75%
• Caída de Presionen los Enfriadores Aéreos es 35 kPa (5 lpca)
• Conjunto de Simulación (Software): ProMax y aplicando la Ecuación de Estado Soave-Redlich-Kwong (SRK).

En los recientes PDM’s (Enero a Abril, Agosto, y Septiembre 2012 y otra vez en Enero del 2012) hemos expuesto varios aspectos del rendimiento físico y de transporte del dióxido de carbono (CO2) y el gas natural en su fase densa. Hemos ilustrado como las propiedades térmico-físicas varían en la fase densa y el impacto sobre los cómputos de caídas de presión. Éstas fueron comparadas utilizando las ecuaciones de la fase de vapor, así como la fase líquida.

En el PDM de Agosto 2012, hemos analizado el transporte de un gas natural rico en su fase densa, comparando los resultados con el caso de transporte de éste gas aplicando la opción de dos fases (gas-líquido). Nuestro estudio destacó las ventajas y desventajas del transporte en la fase densa.

En el PDM de Septiembre 2012, hemos analizado el transporte de un gas natural pobre en un amplio rango de presiones de operación desde las presiones relativamente bajas típicas de los gasoductos de transmisión hasta presiones mucho más elevadas dentro de la fase densa.

En el PDM de Enero 2013, estimamos los costos de capital (CAPEX) como herramienta de comparación, y luego seleccionar las condiciones operativas asociadas con una facilidad de larga distancia – alto volumen de un gasoducto.

En este Previo del Mes (PDM), revisitaremos el PDM de Enero 2013 , y continuaremos la exploración de las alternativas específicas de en un gasoducto de tierra. El enfoque de este mes será también sobre el estimado de los costos de capital como herramienta para la comparación, y luego selección de las presiones operativas mas las facilidades asociadas para una instalación de transmisión de alto volumen.

Caso en Estudio:
Continuaremos la aplicación de las bases del mismo estudio que fuera utilizado en Septiembre del 2012. La composición del gas mas las condiciones se presentan en la Tabla 1. Para la simplicidad, los cómputos, y discusión subsiguiente se efectuarán en base seca. El punto de rocío del gas de alimentación se redujo a -40 ˚F (-40 ˚C) pasando éste por un sistema de refrigeración mecánica para el control de punto de rocío. La composición resultante y condiciones resultantes del gas se detallan en la Tabla 1. El gas pobre posee un poder calorífico bruto de 1082 BTU/pcs (40.33 MJ/m3s), lo cual es el rango típico para la calidad contractual de un gas natural en Norte América. Los parámetros del gasoducto son:

• Longitud de la Línea es de 1000 millas (1609 km).
• Diámetro exterior del a tubería es de 42 pulgadas (1067 mm). Diámetros interiores iniciales para los análisis hidráulicos son: Caso A = 39.0 pul. (991 mm), Caso B = 40.0 pul. (1016 mm), y el Caso C = 40.5 pul. (1029 mm).
• Se asumen condiciones de flujo continuo.
• La Presión en el punto de descarga y succión de cada estación de compresión es de 1000 lpca (7 MPa)
• Ésta es una tubería horizontal sin cambio de elevación.
• Coeficiente Total de Transferencia de Calor es de: 0.25 Btu/hr-p2-˚F (1.42 W/m2-˚C).
• Temperatura Ambiental es 65˚F (18.3˚C).
• Eficiencia Politrópica de los Compresores es 75%
• Caída de Presionen los Enfriadores Aéreos es 35 kPa (5 lpca)
• Conjunto de Simulación (Software): ProMax y aplicando la Ecuación de Estado Soave-Redlich-Kwong (SRK).

Tabla 1. Composición y condiciones del gas de alimentación y gas pobre

Cuatro casos de transportación de tierra se consideran y cado uno se detalla brevemente a continuación. El número de segmentos de la tubería, longitud de éste, y presión de alimentación de cada segmento se presentan en la Tabla 2 en unidades internacionales SI, y las de campo (FPS,pie,libra,segundo).

Caso A: Alta Presión (Fase Densa)
Este gasoducto es de configuración de única estación de compresión. La presión de alimentación se ubica en la fase densa. Posterior a su procesamiento y paso por el depurador de la primera etapa, la presión del gas pobre es aumentada a 4.24 a 9.363 MPa (615 hasta 1358 lpca), y luego enfriado a 100 ˚F (37.8 ˚C). El gas se comprime adicionalmente en la segunda etapa a 20.684 MPa (3000 lpca). Éste gas comprimido de alta presión es enfriado a 100 ˚F (37.8 ˚C) y pasado luego por un separador antes de ser introducido a la extensa línea de transmisión.

Caso B: Presión Intermedia
Este gasoducto es integrado por tres estaciones de compresión espaciadas equitativamente a 536 km (333 millas). La presión de entrada de la línea es cercana a zona de la fase densa. En cada estación, la presión se aumenta desde 4.24 a 12.8 MPa (615 a 1858 lpca) en una etapa, luego enfriado a 100 ˚F (37.8 ˚C), y finalmente pasado por un separador antes de ser alimentado a cada segmento de la tubería.

Caso C: Baja Presión
Este gasoducto posee cinco estaciones de compresión equitativamente espaciados en segmentos de 200 millas (322 km). En la primera estación, se incrementa la presión desde 4.24 hasta 10.9 MPa (615 a 1577 lpca), y en las cuatro estaciones siguientes, la presión es elevada de 7 hasta 10.9 MPa (1015 a 1577 lpca) en una etapa, para luego ser enfriado a 100 ˚F (37.8 ˚C), y finalmente pasado por un separador antes de ser introducido a cada segmento del gasoducto. La presión de alimentación del gasoducto se ubica muy por debajo de la de su fase densa.

Tabla 2. Especificaciones del gasoducto para los cuatro casos

Caso D: Alta Presión
Este caso es similar al caso B excepto que opera en la fase densa y el diámetro exterior es de 914 mm (36 pul.). Esta línea posee tres estaciones de compresión equitativamente ubicadas a 536 km (333 millas). La tubería refleja presión de entrada en la fase densa. Posterior a su procesamiento y descarga del depurador de descarga de la primera etapa, la presión del gas pobre se aumenta desde 7 a 17.7 MPa (1015 a 2565 lpca) en una etapa, para luego ser enfriado a 37.8 ˚C (100 ˚F).

El gas es comprimido adicionalmente en la segunda etapa hasta 17.72 MPa (2570 lpca). Este gas de alta presión es enfriado hasta 37.8 ˚C (100 ˚F) y luego sometido a separación antes de alimentar el gasoducto extenso. En cada estación siguiente, la presión se aumenta desde 7 a 17.7 MPa (1015 a 2565 lpca) en una etapa, para luego ser enfriado a 37.8 ˚C (100 ˚F), y finalmente sometido a separación antes de su introducción a cada segmento del gasoducto.

Como se puede observar en la Tabla 3, el Caso A con una sola estación de compresión requiere la potencial total mínima, y el menor requerimiento de cargas térmicas. El aumento de potencia para el Caso B (con tres estaciones de compresión) es del orden del 38% comparado al Caso A, y 54 con 89% comprado con los Casos C (de cinco estaciones de compresión, y el Caso D (con 3 estaciones de compresión), respectivamente.

Estos aumentos en los requerimientos de potencia y carga térmica son significantes. Similarmente, el aumento en la carga térmica se estima en 6, -1, y 59% para los Casos B hasta el D comparado con el Caso A, respectivamente.

Tabla 3. Resumen de las simulaciones de computación para los cuatro casos.

La variación de las presiones del gas se observan en la Figura 1 para los Casos A, y B. Como discutido en los PDM previos, cuando se trans-grafican los diagrama de fases con los perfiles de presión y temperatura, las condiciones de descarga de del gasoducto se ubican a la derecha de la línea de punto de rocío con el gas permaneciendo en fase gaseosa.

El espesor de pared es un factor económico importante. Los materiales de las tuberías representan aproximadamente el 40% del Desembolso de Capital (CAPEX) de la línea. La construcción de la misma responderá históricamente por aproximadamente otro 40% del mismo CAPEX. La aproximación del CAPEX se desarrollará más adelante en este PDM. Una vez que el espesor se haya determinado, se procede a calcular el peso total (bruto) – (tonelaje) de la tubería, así como los costos del material férrico de ésta.

El espesor de pared, t, para los tres casos se calcula empleando una variación de la ecuación de Barlow presentada en el Estándar ASME B31.8 para las Líneas de Transmisión de Gas:

Donde,

• P es la máxima presión operativa permisible, acá fijada en 1.05 por la presión de entrada.
• OD es el diámetro exterior.
• E es la eficiencia de la junta (asumida a ser 1) como la línea será soldada mediante soldaduras gruesas de junta y 100% inspeccionadas.
• F es el factor de diseño, (rangos entre 0.4 a 0.72), y acá fijado en 0.72 para las aéreas remotas.
• T es el factor de ajuste e igual es 1.0 con la temperatura de entrada no mayor de 100 ˚F (37.8 ˚C).
• σ es la fuerza de tracción del material (Grado X70 = 70,000 lpca o 448.2 MPa), y
• CA es lo permitido para la corrosión (asumido a ser 0 pul. o 0 mm, para este gas seco).
Después de calcular el espesor de pared, la relación diámetro a espesor de pared (D/t) es verificada contra los siguientes valores aproximados operativos (rules of thumb):
• Tuberías de Tierra operan con un máximo de D/t igual a 72.

Si el D/t calculado es alto, el espesor de pared se incrementa para arrojar el D/t máximo permisible.

Figura 1. Variación de la presión en el gasoducto (Casos A y B)

Aplicando la conocida presión inicial de la hidráulica como punto de partida, la PMOP (MAOP), y luego el espesor pueden ser calculados. Éste espesor de pared es comparado contra el criterio de máximo D/t. La Tabla 4 resume éstas características para los tres casos, para ambas ubicaciones de tierra, y costa fuera.

Conociendo el espesor de pared y diámetro permite calcular el peso lineal (pie o metro). Éste peso total para la línea de 1609 km (1000 millas) igual puede ser calculado. El peso unitario se presenta en kg/m (lbm/pie) y el peso total en toneladas métricas (1000 kg) y toneladas cortas (2000 lbs). Los resultados de estos pesos son presentados en la Tabla 5.

Tabla 4. Presiones, y Selecciones de Espesores de Pared

Tabla 5. Selecciones de Espesores de Pared y Peso Total del Hierro

Algunas observaciones de éstos computes son:

• Disminución del diámetro de la tubería de 42 pul hasta 36 pul. no causa reducción dramática del tonelaje total del hierro. Esto se debe al incremento de las presiones requeridas para transmitir el mismo caudal en un diámetro menor, así aumentando el espesor de pared.
• Aumentando el grado del hierro (Punto Cedente Mínimo de Tracción Especificado-(SMYS)) desde el X-70 al X-80 disminuiría el tonelaje total requerido aproximadamente en un 14%. Como se observará, ésta reducción arrojaría menores costos significativamente.
• El volumen del hierro combinado con el diámetro y espesor de pared requerirán una mayor porción en la capacidad de manufactura de la tubería. Si éste fuese un proyecto sancionado, la procura del material férrico tendría que licitarse con antelación de la construcción planificada.
• Espesores de pared NO se eleven al estandar mayor de espesor API. La cantidad excesiva del material férrico requerido le permite al comprador dictar un espeso no-estandar. Las fábricas indicadas estarían muy complacidas en cumplir con dicho requerimiento.

Desembolsos Estimados de Capital

Los costos de capital (CAPEX) para estos estimados se basan en dos variables claves: espesor de pared de la línea y la potencia de compresión requerida. Ambos se ven dependientes en el perfil de presión, el cual es dictado por los números de estaciones de compresión. El costo estimado se ve calculado por las siguientes presunciones:

• Costo de la tubería de línea se ubica en US$ 1200 por tonelada corta con un 15 % agregado por los recubrimientos.
• Costo total de la Tubería instalada es de 2.5 veces la sumatoria de costo del hierro, mas recubrimientos. Este factor se ha mantenido sorprendente similar históricamente para ambos casos de tierra, así como líneas de largo alcance y diámetros amplios costa fuera. Factores específicos al Proyecto tales como terreno montañoso para el caso de gasoductos tierra pueden impactar este factor multiplicador del costo.
• No se contemplan diferencia de costos adicionales entre los escenarios de construcción de tierra. En realidad existe alguna diferencia que puede ser significativa. Éstas dependen en la gran mayoría de la ubicación del proyecto y factores que pudiesen incluir el tiempo y los cambios de sazón, terreno para los tendidos de tierra, infraestructura disponible y su impacto sobe la logística, así como la disponibilidad de equipos de construcción y mano de obra.
• Los Compresores y equipos asociados (unidades de potencia, enfriadores, y ancilares) se cotizan en unos $US 1500 por caballaje de demanda.
• Las estaciones de compresión en tierra se cotizan en unos US$ 25 millones para los equipos integrantes de cada sitio, edificaciones, y los equipos no directamente relacionados con la compresión del gas.

Con estas presunciones de costos, un estimado de la orden de magnitud (EODM) para el costo total instalado (CTI) es desarrollado para la tubería, y finalmente combinado para el sistema total del gasoducto de TIERRA en la Tabla 6 – Estimado de Gasoducto, Tabla 7 – Estimado de Estaciones de Compresión, y la Tabla 8 – EODM total para el sistema integrado.

Tabla 6. Costo Total de Instalación de la Tubería – SISTEMA DE TIERRA

Tabla 7: Costos Totales de las Estaciones de Compresión – SISTEMA DE TIERRA

Tabla 8: Sitema Total EODM – SISTEMA DE TIERRA

Los resultados son indicativas de hallar un conjunto de presiones operativas, diámetros de tuberías y números de estaciones de compresión que resulten en cambios despreciables con combinaciones de los parámetros claves (CASOS B, C, D). La selección de la configuración del sistema “’optimo” involucrará definiciones adicionales de ingeniería, consideración de los retos de construcción, y evaluación de otros parámetros tales como los gastos de operación (CAPEX), retos ambientales y de permisología, y mayor profundidad de análisis en la evaluación de los planes de construcción y costos.

Los costos totales instalados para este sistema de TIERRA disminuyen con la disminución de la presión operativa (MPOP), aun cuando la tasa de declinación también se ve mermada mientras se ven necesarias adicionales estaciones de compresión. Para éstos sistemas de tierra, el costo operativo, particularmente los costos de combustible, pueden impactar la decisión tomada sobre la presión operativa/número de estaciones de compresión. Es común observar que los costos totales del ciclo de vida (OPEX mas CAPEX) empiecen a incrementar en algún momento mientras que el número de las estaciones de compresión y caballaje aumente con disminución de presión.

A menudo, con la inclusión de los costos operativos la configuración “óptima” favorece presiones de operación mayores, y menores estaciones compresión. Éstos ajustes de costo CAPEX, y OPEX para la ubicación del proyecto pueden desplazar el “óptimo” hacia cualquier selección.

Comentarios Finales:

Hemos estudiado el transporte del gas natural en la región de la fase densa (alta presión), y comparado los resultados con los casos del transporte del mismo gas aplicando presiones intermedias, y reducidas. Nuestro estudio indica las siguientes observaciones:

1. Pueden existir varias configuraciones de sistema (diámetro de tubería, presiones operativas, y número de estaciones compresión) que resultan en mínimas variaciones.
2. Mientras aumenta la Presión Máxima Operativa Permisible (PMOP:MAOP), la potencia requerida mas el enfriamiento correspondiente pueden verse significativamente reducidos.
3. Los costos reducidos de compresión se ven compensados por los aumentos costos de instalación de tubería.
4. La ubicación física del proyecto puede impactar los costos significativamente, de esta manera la decisiones claves se basan en la presiones operativas, más el número de niveles de potencia en las estaciones de compresión.
5. Con la alta demanda de potencia de un mayor diámetro – alta capacidad de línea, los costos operativos del combustible pueden ser factor clave en la selección de configuración. Si la fuente del gas no refleja suficiente alto nivel de presión, se podrán requerir considerable potencia de compresión y enfriamiento, si la decisión es de aplicar la fase densa.

En subsiguientes Previos del Mes, consideraremos el transporte costa fuera del gas natural, así como el efecto de la ubicación del proyecto más costos de operación en el ciclo de vida y la selección de su ciclo de vida.

Para informarse adicionalemente, sugerimos su asistencia a nuestras sesiones G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Gas Conditioning and Processing-Special), PF81 (CO2 Surface Facilities), PF4 (Oil Production and Processing Facilities), and PL4 (Fundamentals of Onshore and Offshore Pipeline Systems).

La Consultoría John M. Campbell (JMCC) ofrece experiencia en su consultoría sobre este tema y varios adicionales. Para mayor información sobre los servicios proporcionados por la JMCC, visite nuestra dirección en la red al www.jmcampbellconsulting.com, o envíenos un correo electrónico al consulting@jmcampbell.com.

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

References:
1. Beaubouef, B., “Nord stream completes the world’s longest subsea pipeline,” Offshore, P30, December 2011.
2. http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/
3. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2012.

En este Previo del Mes, exploraremos como la competencia de seguridad en procesos puede ser incrementado a través de los programas de tutoría.

Este PDM es el trabajo que fue preparado por los Instructores/Conslutores Clyde Young y Keith Hodges del la JMC al Center for Chemical Process Safety (CCPS) 8^ava  Conferencia Global de la seguridad en los procesos en Abril, 2012. Este trabajo también será publicado en el AIChE(American Institute of Chemical Engineering) publication, “Process Safety Progress.”

Compromiso con la Seguridad de Procesos es el primer pilar citado en “Las Guías Para el Manejo del la Gerencia del Proceso de Seguridad basado en Riesgos”, publicado por CCPS. Este pilar es soportado por cinco elementos. Uno de ellos es la Competencia en la Seguridad de Procesos, el cual es asociado con los esfuerzos para mantener, mejorar, y ampliar los conocimientos y pericia.

En la mitología Griega, Ulises, rey de Ítaca fue a luchar en las Guerras Troyanas. Antes de partir, confió el cuido de su hijo Telémaco a su viejo y confiable amigo MENTOR. Fueron unos diez años hasta que padre e hijo fueron reencontrados, y durante este lapso se encargó Mentor del desarrollo y cuido de su hijo.

Lo que se omite en estos recuentos históricos es que fue Atenas, la Diosa de la Sabiduría, quien apareció ante Telémaco con la fisonomía de Ulises para proporcionar consejos, aliento, y visión espiritual.

Desde ese instante, la palabra Mentor se ha hecho sinónimo con un consejero confiable y amigo, una persona sabia.

Los Estudios demográficos de la industria de procesamiento de petróleo y gas indican que un gran número de personas se jubilan, siendo remplazados por personal joven, de menor experiencia. Esto presenta un reto para la industria. Un montañero sabio declaró una vez, “buenos juicios provienen de malas experiencias.” Con el influjo de personal de menor experiencia, sería vergonzoso que su buena capacidad de juzgar sea proveniente de malas experiencias. Especialmente cuando éstas pueden ser catastróficas.

Organizaciones en la industria han aplicado recursos considerables reclutando el mejor talento disponible y ya mayoría poseen un programa de desarrollo de competencias al cual éstos nuevos empleados se unen. El programa generalmente incluye un paso el cual permite que una persona de mayor experiencia proporcione retroalimentación para el empleado para evaluar su competencia en el trabajo. Programas bien-desarrollados y de buenos recursos de competencias tendrá un Mentor asignados al empleado.

¿Qué es lo que esto significa y cómo puede una organización asegurar la competencia en la seguridad de procesos es llevada a cabo en todo el personal, aun cuando las actividades de ésta seguridad no sean el rol principal?

Este PDM proporcionará cierta guía para las mejores prácticas en implantar programas de Tutoría con énfasis en el desarrollo de competencias en la seguridad de procesos en el plantel de personal de menor experiencia.

El rol del Mentor involucra adiestrar, ayudar, proteger, retar, motivar, guiar, entrenar, escuchar, y proveer una guía de carrera; se queda corto en aconsejar. Aconsejar es la provisión de aporte y consejo psicológico profesional, y los Mentores seleccionados serían temerarios en intentar este rol sin entrenamiento extensivo.

La Tutoría es generalmente una relación formal o informal entre dos personas, un Mentor (usual y preferiblemente fuera del área de supervisión del Aprendiz (Asesorado)) y un (Aprendiz) Asesorado. El Mentor también puede ser asignado de una organización externa. Esto puede ser preferible especialmente si existe algún rasgo de competencia entre los Mentores y Aprendices (e.g. trabajando en el mismo departamento como homólogos). Existen distintas reglas de enfrentamiento si la opción externa se asume y esto escapa el alcance de este trabajo.

Tutoría entre, o de los compañeros puede ser una opción útil, especialmente si un compañero Mentor posee pericias y calificaciones específicas.

Empleando el supervisor del Asesorado (Aprendiz) dentro de una disciplina debe ser evitado debido a que pudiése existir conflicto de interés- El Mentor puede incurrir en tutelaje un día y aplicando disciplina en otro. Esto no es favorable para la realización de la confianza, lo cual es un ingrediente importante en el proceso de Tutoría.

La Tutoría no debe ser sustituida por la capacitación convencional del aula o de computación moderada. Ésta enriquece la capacitación tradicional en permitir que el Asesorado (Aprendiz) se capacite de sus colegas de experiencia dentro del ambiente de trabajo.

Selección del Mentor

La selección de los Mentores es un aspecto importante de un programa, y los Gerentes deben de estar inicialmente satisfecho en que el Mentor no solo posee las pericias técnicas requeridas, pero igual la habilidad de transmitir éstas a otros en una manera eficiente, y efectiva.  La Competencia asociada con la habilidad de Tutoría no necesariamente es coincidente para todos aquellos que poseen extensas pericias técnicas. Una habilidad clave es la de asegurar que la seguridad de procesos es la comunicación con todas las disciplinas que podrían impartir un impacto en el proceso.

Programa de Tutoría

Es temerario pensar que con solo ensamblar un conjunto de personas como Mentores y emparejando éstos con sus asesorados es una manera efectiva de armar un programa de Tutoría. Esto conlleva planificación y requiere estructura. Debe de haber una meta organizacional para el programa con objetivos medibles. Al Mentor se le debe proporcionar éstos, así como una lista de los roles y responsabilidades, los cuales deben ser cabalmente entendidos.

Debe de existir un proceso de selección para los Mentores, y las organizaciones deben reconocer que el programa de capacitación ha de ser creado para los asesorados seleccionados.

Idealmente el asesorado debe de tener posibilidades para seleccionar el Mentor de un conjunto de personas en la organización; los departamentos gerenciales y los RH no deben a aparearlos. Los Mentores deben retener la opción para rechazar el rol si ellos presienten que no sería uno apropiado.

La Tutoría y la Seguridad de Procesos

Un programa de tutoría no debe ser enfocado al azar si el fin es el de desarrollar personal competente. Éste programa se asemeja a uno de manejo de sistemas de seguridad de procesos. Las guías del Centro para la  Seguridad de Procesos (CCPS) para la  Gerencia de Seguridad de Procesos basados en Riesgos (RBPSM) definen un sistema gerencial como, “Un conjunto formal fijado y documentado de actividades diseñadas para proporcionar resultados específicos sobre una base sustantiva.” El programa de Tutoría debe ser formalizado, documentado, y diseñado para producir resultados específicos. Éstos son el personal competente asociado con la seguridad de procesos.

Los asesorados dentro de un programa pueden haber sido seleccionados porque se han designado para cumplir un rol clave dentro de la organización. Éste podría ser un puesto técnico el cual implica pericias estrechas en algún área o una posición supervisora de personal ingenieril u de operaciones. Los niveles de competencia asociados con la seguridad de procesos que se requieren serán muy dependientes del rol dentro de la organización. La relación Mentor/Asesorado debe mantener esto en mente mientras avanza el proceso.

Un programa efectivo de Tutoría que incluye seguridad de procesos como componente clave rendirá numerosos beneficios para la organización. Un Mentor con amplios conocimientos profesionales y técnicos debe poseer considerable experiencia en las áreas que involucran la seguridad de procesos. Un Mentor que entiende a cabalidad los conceptos de la seguridad de procesos basada en riesgos será de gran valor para el asesorado con menor experiencia. Consideren los pilares del RSBM y algunos elementos dentro de cada pilar.

Compromiso con la Seguridad de Procesos

Elementos de este pilar incluyen:

• Cultura de Seguridad de Procesos
• Cumplimiento con los estandares
• Competencia en la Seguridad de Proceso
• Participación del Plantel de Trabajo
• Extensión del Punto Focal

Comparaciones de Gastos de Capital (CAPEX)

Se viene aplicando con mayor incidencia el transporte de grandes volúmenes del dióxido de carbono (CO₂) y el gas natural a alta presión (o fase densa), para atravesar grandes distancias. En el Previo del Mes de este mes, continuaremos nuestra investigación de algunos aspectos claves de este transporte en tuberías en fase densa. El enfoque de este mes será el de estimar los costos de capital como herramienta para comparar y luego seleccionar las presiones de operación asociadas con las largas distancias – altos volúmenes del gas en líneas de transmisión.

En recientes PDM’s (Enero a Abril 2012, y luego en Agosto, y Septiembre 2012),  discutimos varios aspectos del comportamiento físico, y transporte del dióxido de carbono (CO₂), y el gas natural en su fase densa.  Hemos ilustrado como las propiedades térmico físicas se alteran en la fase densa y el impacto de éstas en los cómputos para la distribución de presión. Se han comparado las caídas de presión aplicando tanto la fase líquida como la de vapor.

En el PDM de Agosto 2012, hemos estudiado el transporte de de un gas natural rico en su fase densa , y comparado estos resultados con el caso de transporte del mismo gas bajo la opción de dos fases ( gas – líquido). Nuestro estudio analizó los criterios a favor y en contra de ésta opción de transporte en fase densa.

En el (PDM) de Septiembre 2012 analizamos el transporte de un gas natural pobre a una extensa variación de presiones desde las relativamente bajas, típicas en varias líneas de transmisión a otras más elevadas ubicadas extensamente dentro de la fase densa.

Caso en Estudio:

Continuaremos la aplicación de las bases del  mismo  estudio que fuera utilizado en Septiembre del 2012. La composición del gas mas las condiciones  se presentan en la Tabla 1. Para la simplicidad, los cómputos, y discusión subsiguiente se efectuarán en base seca. El punto de rocío del gas de   alimentación  se redujo a -40 ˚F (-40 ˚C) pasando éste por un sistema de refrigeración mecánica para el control de punto de rocío. La composición resultante y condiciones resultantes del gas se detallan en la Tabla 1. El gas pobre posee un poder calorífico bruto de 1082 BTU/pcs (40.33 MJ/m³s), lo cual es el rango típico para la calidad contractual de un gas natural en Norte América. Los parámetros del gasoducto son:

• Longitud de la Línea es de 1000 millas (1609 km).
• Diámetro exterior del a tubería es de 42 pulgadas (1067 mm). Diámetros interiores  iniciales para los análisis hidráulicos son: Caso A = 39.0 pul. (991 mm), Caso B = 40.0 pul. (1016 mm), y el Caso C = 40.5 pul. (1029 mm).
• Se asumen condicione de flujo continuo.
• La Presión en el punto de descarga y succión de cada estación de compresión es de  615 lpca (4.24 MPa)
• Ésta es una tubería horizontal sin cambio de elevación.
• Temperatura Ambiental es 65˚F (18.3˚C).
• Coeficiente Total de Transferencia de Calor es de: 0.25 Btu/hr-p²-˚F (1.42 W/m²-˚C).
• Conjunto de Simulación (Software): ProMax y aplicando la Ecuación de Estado Soave-Redlich-Kwong (SRK).

Sour Gas Hydrate Formation Phase Behavior

A phase envelope with hydrate and water dew point curves is an excellent tool to find what phase water is in at operating conditions, during start-up, during shut-down and during upsets. In the November 2007 Tip of the Month (TOTM), we discussed the phase behavior of water-sour natural gas mixtures. In this tip, we will extend our study on the sour natural gas hydrate formation phase behavior. Specifically, we will study the impact of H₂S and CO₂ on the formation of hydrate in natural gas.

The hydrate formation temperature of a gas depends on the system pressure and composition. There are several methods of calculating the hydrate formation conditions of natural gases. At equilibrium, the chemical potential of water in the hydrate phase is equal to that in each of the other coexisting phases. Parrish and Prausnitz [1] developed a thermodynamic model to describe this phenomenon, and later, the model was improved by Holder et al. [2]. These methods are suitable for calculations using a computer with equations of state. The details of hand calculation methods can be found in Chapter 6 of Volume 1 [3] of “Gas Conditioning and Processing” and Chapter 20 of GPSA DATA BOOK [4]. In this work we will use the Soave-Redlich-Kwong (SRK EoS) [5] in ProMax [6] software.

Equilibrio de Fases Formación de Hidratos en Gases Agrios

     Una envolvente con curvas de punto de rocío de agua e hidratos es una excelente herramienta para verificar la fase de agua en condiciones operativas, de arranque, cierre, y durante los inconvenientes. En el Previo del Mes (PDM) de Noviembre 2007, hemos discutido el comportamiento de fases de las mezclas de agua más gas agrio. En este previo, extenderemos nuestra investigación hacia el comportamiento de fases de los gases agrios con formación hidratos. Específicamente estudiaremos el impacto del H₂S y CO₂ sobre la formación de hidratos en un gas natural.

       La formación de hidratos de un gas natural depende de la presión y composición del sistema. Existen varios métodos para el cómputo de estas condiciones de formación en l gas natural. En condiciones de equilibrio, el potencial químico del agua en la fase hidratada es igual al mismo en cada una de las fases coexistentes. Parrish, y Prausnitz [1] desarrollaron un modelo termodinámico para describir este fenómeno, y mas luego, el modelo fue actualizado por Holder, et. al. [2]. Estos métodos son aplicables para los cómputos aplicando las ecuaciones estado. Los detalles de los cálculos efectuados a mano se pueden encontrar en el Capítulo 6  del Volumen I [3] del “Gas Conditioning and Processing”, y el Capítulo 20 del Volumen de Datos GPSA [4]. En este trabajo aplicaremos la EDE Soave-Redlich-Kwong (SRK EoS –EDE) [5] en la herramientas de computo (software) ProMax [6].         

The compositions of the gas mixture studied in this study are shown in Table 1.

Figure 1 presents the calculated hydrate formation curve (solid curve) and the dew point portion of the phase envelope of a sweet natural gas (solid curve with the square). Figure 1 also presents the dew point and hydrate formation curves for the same gas mixture containing 10 and 20 mole  % CO₂. Figure 1 indicates that as the CO₂ mole % increases from 0 to 20 mole %, the hydrate formation curves shift slightly to the left, depressing the hydrate formation temperature. Note that the points to the left and above the hydrate curves represent the hydrate formation region. From an operational point of view, this region should be avoided/prevented. This figure also indicates, as CO₂ mole % increases, the cricondenbar decreases and the phase envelope shrinks.

La Figura 1 presenta la curva calculada para la formación de hidratos (curva sólida) más la porción de la curva del punto de rocío de la envolvente de un gas natural dulce (curva sólida con los cuadros). La figura 1 igual presenta el punto de rocío más la curva de formación de hidratos para le mismo gas conteniendo 10 y 20 % de CO₂. La Figura 1 indica que mientras el porcentaje molar del CO₂  aumenta de 0 a 20 %, la curva de formación de hidratos se desplaza ligeramente hacia la izquierda, deprimiendo la temperatura de formación de los hidratos. Nótese que los puntos a la izquierda y por encima de ésta curva representa la región de formación de hidratos. Desde un punto de vista operacional, ésta región debe evitarse/prevenirse. Esta figura igual indica que, mientras el % molar del CO₂ aumenta, la cricondenbara disminuye, y se achica el diagrama de fases.

Similarly, Figure 2 presents the calculated hydrate formation curve (solid curve) and the dew point portion of phase envelope for the same sweet natural gas (solid curve with the square). Figure 2 also presents the dew point and hydrate formation curves for the same gas mixture containing 10 and 20 mole  % H₂S. Figure 2 indicates that as the H₂S mole % increases from 0 to 20 mole %, the hydrate formation curves shift considerably to the right, promoting the hydrate formation temperature. This is opposite to the effect of CO₂ and it is more pronounced. From an operational point of view, this is undesirable because H₂S expands the hydrate formation region to the right. Note that the points to the right and below of the hydrate curve represent the hydrate-free region. Figure 2 also indicates, as H₂S mole % increases, the cricondenbar decreases and the phase envelope shrinks. The shrinkage of the phase envelope is less than that of CO₂.

De manera similar, la Figura 2 presenta la curva calculada para la formación de hidratos (curva sólida con los cuadros). Ésta también presenta el punto de rocío y la curva de formación de hidratos para la mezcla conteniendo 10 y 20 % molar del H₂S. La Figura 2 indica que mientras el % molar del H₂S aumenta de 0 a 20 %, la curva de formación de hidratos de desplaza hacia la derecha, favoreciendo la temperatura de formación de los hidratos. Esto es lo opuesto del CO₂ y se observa más pronunciado. Desde le punto de vista operacional, esto es indeseable por cuanto el H₂S amplia la región de formación de los hidratos hacia la derecha. Nótese que los puntos de la derecha y por debajo de la línea de los hidratos representa la región libre de los mismos. La Figura 2 también indica que, mientras el % molar del H₂S incrementa, la cricondenbara disminuye y se achica la región del diagrama de fases. Ésta reducción se observa menor que la relacionada con el CO₂. 

Figure 3 presents the calculated hydrate formation curves for a sweet gas, a sour gas with 20 mole % CO₂ and a sour gas with 20 mole % H₂S. This figure clearly indicates that the impact of H₂S is much bigger than the CO₂ impact; CO₂ depresses (shifts to the left) the hydrate formation condition slightly but H₂S promotes hydrate formation considerably. As an example, at 1000 psia (6900 kPa), CO₂ reduces hydrate formation temperature for this gas by about 5.5˚F (3˚C) while, H₂S increase hydrate formation temperature by about 20˚F (11.1˚C).

La Figura 3 presenta las curvas calculadas para la formación de hidratos relacionadas con un gas natural dulce, un gas agrio con 20 % molar del CO₂, y un gas agrio con 20 % molar del H₂S. Esta figura indica claramente que le impacto del H₂S es mucho mayor que el impacto del CO₂; éste deprime (desplaza a la izquierda) ligeramente la condición de formación de hidratos, pero el H₂S promueve esta condición considerablemente. Como ejemplo, a 1000 lpca (6900 kPa), el CO₂ reduce la temperatura de hidratación de este gas por unos 5.5 ᴼF (3ᴼC), mientras que el H₂S aumenta la misma por unos 20 ᴼF (11.1ᴼC).

Conclusions:

The presence of CO₂ and H₂S in natural gas has an opposite impact on the hydrate formation condition. While the impact of CO₂ is small, H₂S has considerable impact on the hydrate formation condition. CO₂ depresses hydrate formation (acts as hydrate inhibitor and shifts the hydrate curve to the left) while H₂S shifts the hydrate curve to the right, promotes hydrate formation conditions, and may cause severe operational problems.

Conclusiones:

La presencia del CO₂, y el H₂S en un gas natural promueven un impacto opuesto sobre las condiciones de formación de hidratos. Mientras que éste es ligero para el CO₂, el H₂S impacta considerablemente las condiciones de formación de los hidratos. El CO₂ deprime la formación de hidratos (actúa como inhibidos, y desplaza la curva de hidratación hacia la izquierda), mientras que el H₂S desplaza la curva de hidratación hacia la derecha, promoviendo la condiciones de formación, y puede ser el causante de severo problemas operacionales.

To learn more about similar cases and how to minimize operational problems, we suggest attending our G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), P81 (CO₂ Surface Facilities), and PF4 (Oil Production and Processing Facilities) courses.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimzar los problemas operacionales, sugermios su asistenca a nuestras sesiones G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), P81 (CO₂ Surface Facilities), and PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

John M. Campbell Consulting (JMCC) offers consulting expertise on this subject and many others. For more information about the services JMCC provides, visit our website at www.jmcampbellconsulting.com, or email us at consulting@jmcampbell.com.

La Consultoría John M. Campbell (JMCC) ofrece experiencia de consultoría en este tema y muchos adicionales. Para mayor información sobre éstos servicios ofrecidos, visite nuestra dirección en la red al www.jmcampbellconsulting.com, o envíenos su correo a consulting@jmcampbell.com.

By: 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”, 8^th Edition, Edited by R.A. Hubbard, John M. Campbell & Company, Norman, USA, 2001.
2. Parrish, W.R., and  J.M. Prausnitz, “Dissociation pressures of gas hydrates formed by gas mixtures,” Ind. Eng. Chem. Proc. Dev. 11: 26, 1972.
3. Holder, G. D., Gorbin, G. and Papadopoulo, K.D, “Thermodynamic and molecular properties of gas hydrates from mixtures containing methane. argon, and krypton,”  Ind. Eng. Chem. Fund. 19(3): 282, 1980.
4. Gas Processors Suppliers Association; “ENGINEERING DATA BOOK” 13^th Edition – FPS; Tulsa, Oklahoma, USA, 2012.

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

6. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2012.

Solubility of Acid Gases in TEG Solution:  Part 3 (CO₂ in TEG)

The solubility of acid gases in TEG solution has been the subject of two previous Tips of the Month, (June 2012 and July 2012).  In these instances, the focus was on gas streams with maximum acid gas partial pressure of 100 psia (690 kPa) and TEG concentrations of 95 and 100 wt%.   This is typical for dehydration of sour gas streams.

This month, the focus shifts to the case where the gas is pure CO₂, with partial pressures (and system pressures) ranging up to 800 psia (5 500 kPa), and pure TEG.  These conditions approximate the dehydration of high-CO₂ content gases in a CO₂ enhanced oil recovery project, or perhaps, CO₂ from an industrial source that is to be compressed, transported and sequestered.

Two algorithms have been developed to predict the CO₂ solubility in pure TEG.  One algorithm uses the same format as the Mamrosh-Fisher-Matthews [1] Solubility Model presented in the June 2012 and July 2012 Tips of the Month.  In order to improve the correlation for pure CO₂ and TEG, the equation parameters (A through D) were regressed using data extracted from Figure 20-76 of the GPSA Engineering Data Book [2].  The equation and new parameters are presented below.

In the second algorithm, we propose a 6-parameter empirical equation, which is also regressed from the GPSA Figure 20-76 [2].

Solubilidad de los Gases Ácidos en Soluciones de TEG: Parte 3  (CO₂ en TEG)

             La solubilidad de los gases ácidos en una solución del TEG ah sido el tema de dos Previos dl Mes, (Junio 2012, y Julio, 2012). En estas instancias, el enfoque fue dirigido a corrientes de gas con presiones parciales de 100 lpca (690 kPa), y concentraciones del TEG de 95, y 100 %. Esto es típico para la deshidratación de las corrientes de gas.

             Es mes, en enfoque se desplaza al caso en donde el gas es puro CO₂ , con presiones parciales (y presiones de sistema) con rango hasta 800 lpca (5.500 kPa), y TEG puro. Estas condiciones aproximan la deshidratación del gas de alto contenido de CO₂, existente en un proyecto de recuperación mejorada de crudo, o también, el CO₂ de una fuente industrial que debe ser comprimido, transportado, y secuestrado.

             Dos algoritmos han sido desarrollados para predecir la solubilidad del CO₂ en el TEG puro.  Uno de éstos aplica el mismo formato asumido por el Modelo de Solubilidad de Mamrosh-Fisher-Matthews [1] presentado en los Previos del Mes de Junio y Julio del 2012. Con la finalidad de mejorar la correlación para el caso del TEG y CO₂ puro, los parámetros (A hasta D) fueron analizados en regresión extrayendo data de la Figura 20-76 del Manual de Data de Ingeniería GPSA , volumen [2]. La ecuación más los parámetros nuevos se presentan a continuación.

Previo del Mes Noviembre 2012 Facilidades de Producción y Procesamiento

 En el segundo algoritmo, proponemos una ecuación empírica de 6 parámetros, la cual igual se analiza en regresión matemática de la Figura 20-76 [2] del GPSA.          

Mamrosh-Fisher-Matthews Solubility Model MODIFIED:

The original Mamrosh et al. [1] model, was first applied to data extracted from GPSA Figure 20-76 [2].  Average Absolute Percentage Deviation (AAPD) was greater than 6.5% and the Maximum Absolute Percentage Difference for the data set exceeded 34%.  To improve accuracy, a multi-parameter regression was performed using data from Figure 20-76.  The new values for Parameters A, B, and D (C was set to zero and the original value of E was used) are presented in Table 1 below.

Where:

• P is the absolute pressure, psia (kPa(a))
• T is the absolute temperature, °R (K)
• x_i is the mole fraction of the acid gas in the liquid phase
• y_i is the mole fraction of acid gas in the vapor phase

Note that the mole fraction of water in the liquid ( is zero (pure TEG), so parameter “C” has been set to zero.

Modelo de Solubilidad de Mamrosh-Fisher-Matthews MODIFICADO:

           El modelo original Mamrosh et.al. [1] fue aplicado, primero, a la data extraída de la Figura 20-76 [2] del GPSA. El Porcentaje Absoluto Ponderado de Desviación (PAPD/AAPD) fue mayor al 6.5% y el Máximo Porcentaje de Diferencial Absoluto excedió 34%. Para mejor esta certeza, una regresión de multi-parámetros fue realizada aplicando la data de la Figura 20-76. Los nuevos valores de los parámetros A, B, C, y D (C fue igualado a cero, y el valor original de E fue aplicado)  se presentan en la Tabla 1 presentada a continuación.

Donde:

• P es la presión absoluta, lpca (kPa(a))
• T es la temperatura absoluta, °R (K)
• x_i es la fracción molar del gas ácido en la fase líquida
• y_i   es la fracción molar del  gas en la fase gaseosa

Accuracy of MODIFIED Mamrosh-Fisher-Matthews Solubility Model:

The accuracy of the MODIFIED Mamrosh et al. [1] model was evaluated against the data extracted from Figure 20-76 of Gas Processors Suppliers Association Engineering Data Book, 12^th Edition [2].  The summary of our evaluation results is shown in Table 2

Certeza del Modelo MODIFICADO Mamrosh-Fisher-Matthews:

            La certeza del modelo MODIFICADO Mamrosh , et. al. fue evaluado contra la data extraída de la Figura 20-76 del Manual de Datos de Ingeniería de la Asociación de Suplidores de Procesadores de Gas, Edición 12^ava [2]. El resumen de nuestra evaluación se muestra en la Tabla 2. 

Where:

N = Number of data points

x_i  = mole fraction of acid gas in the liquid phase

Donde:

      PAPD = Porcentaje Absoluto Ponderado de Desviación =  “insert equation”

      MPDA = Máximo Porcentaje de Diferencial Absoluto = Máximo de “insert equation”

           N = Numero de puntos de data

           x_i = fracción molar del gas acido en la fase líquida

Figure 1 presents the data extracted from GPSA Figure 20-76  [2]  for the solubility of pure CO₂ in 100% TEG, and the predicted values from the MODIFIED Mamrosh et al. equation.  GPSA data points are denoted as symbols: Equation results are shown as solid lines.

La Figura 1 presenta la data extraída del GPSA Figura 20-76 [2] para una solubilidad del CO₂ puro en 100% TEG, mas los datos predichos de la ecuación MODIFICADA Mamrosh, et. al. Los puntos de la data se denotan como símbolos: Resultados de la ecuación como líneas sólidas.  

Overall the accuracy is very good.  At 15 psia, the error looks significant, and the absolute percentage deviation is as high as 10%. However; the actual solubility is small, so the magnitude of the error in physical terms is insignificant.

En forma general la certeza es muy buena. A 15 lpca, el error se ve significativo, y el porcentaje absoluto de desviación es tan elevado como el 10 %. Sin embargo; la solubilidad actual es mínima, de manera que la magnitud del error en términos físicos es insignificante.

Proposed CO₂ Solubility Model:

A 6-parameter empirical model was developed by regression of the data extracted from GPSA Figure 20-76  [2].  The general form of the equation is presented as Equation (2) and the values for the six parameters are provided in Table 3.  The model is suitable only for pure CO₂ and 100% TEG.

Modelo de Solubilidad para el CO₂ Propuesto:

            Un modelo empírico de 6 – parámetros fue desarrollado por regresión matemática extraída del GPSA, Figura 20-76 [2]. La forma general de la ecuación se presenta como la Ecuación (2), y los valores de los seis parámetros se adelantan en la Tabla 3. Este modelo es solos aplicable para el CO₂ puro y un 100% TEG.

Accuracy of the Proposed Solubility Model:

The accuracy of the proposed model was evaluated against the data extracted from Figure 20-76 of Gas Processors Suppliers Association Engineering Data Book, 12^th Edition [2]. The summary of our evaluation results is shown in Table 3.

Certeza del Modelo propuesto de Solubilidad:

            La certeza del modelo propuesto fue evaluada contra la data que se extrajo de la Figura 20-76 del Manual de Datos de Ingeniería de la Asociación de Suplidores de Procesadores de Gas, Edición 12^ava [2]. El resumen de nuestra evaluación se muestra en la Tabla 3.

Where AAPD and MAPD are as defined above.

Figure 2 presents the data extracted from GPSA Figure 20-76  [2] for the solubility of pure CO₂ in 100% TEG, and the predicted values from the proposed Model.  GPSA data points are denoted as symbols: Equation results are shown as solid lines.  Also included in Figure 2 are nine data points from GPA Technical Publication TP-9 [3].  These data points are actual values measured for pure CO₂ and 100% TEG at three pressures. Note the TP-9 data were not used in the regression process.

The accuracy of the proposed Model is slightly better than the MODIFIED Mamrosh et al. model.  Average and Maximum Absolute Percentage Deviations are both reduced.  As with the MODIFIED Mamrosh et al. model, the greatest percentage error corresponds to the low pressure case (15 psia or 104 kPa) where the solubility is very small, so the actual deviation is likely insignificant for most engineering calculations.

Donde el (AAPD) PAPD, y (MAPD) MPDA se han definido anteriormente.

            La Figura 2 presenta la data extraída del GPSA Figura 20-76 [2] para la solubilidad del CO₂ puro en 100 %TEG, y los valores pronosticados del modelo sugerido. Los puntos de la data se designan como símbolos: Los resultados de las ecuaciones se denotan como líneas sólidas. También incluidos en la Figura 2 se muestran nueve puntos de la publicación  GPA TP-9 [3]. Estos puntos de data son valores actuales para  el CO₂ puro en 100 %TEG a tres presiones. Nótese que la data del TP-9 no fueron aplicados en el proceso de regresión.

            La confiabilidad del modelo propuesto es ligeramente mejor que el modelo MODIFICADO Mamrosh, et. al. Los Porcentajes Absolutos Máximos, y Ponderados se observan reducidos. Así como con el modelo Mamrosh, et. al. MODIFICADO , el mayor porcentaje de error corresponde a caso de baja presión (15 lpca, o 104 kPa) donde la solubilidad es mínima, de manera que la desviación actual es esencialmente despreciable para la mayoría de los cómputos ingenieriles.  

Figure 3 presents the selected data from GPA RR 183 [4] for the solubility of pure CO₂ in 100% TEG, and the predicted values from the Modified Mamrosh et al. Model and the Proposed Model. These GPA data were not used in regressing either of the two models parameters.

La Figura 3 presenta data seleccionada del GPA RR 183 [4] para la solubilidad del CO₂ puro en 100 %TEG, mas los valores pronosticados del Modelo modificado Mamrosh, et. al. y modelo propuesto. Esta data del GPA no fue usada en la regresión de los parámetros e los dos modelos. 

Conclusions:

Two new algorithms have been developed to predict the solubility of pure CO₂ in 100% TEG.  Both algorithms were developed by regressing data extracted from Figure 20-76 of the Gas Processors Suppliers Association Engineering Data Books [2]. It should be noted that the Figures in GPSA are attributed to Ed Wichert, Sogapro Engineering with all rights reserved.

The first algorithm is a Modified form of the Mamrosh et al. model [1].  The original model was presented and evaluated for CO₂ concentrations of up to 10 mole percent in the June and July 2012 Tips of the Month. However, model predictions for pure CO₂ and 100% TEG produced an average absolute percentage deviation (AAPD) of more than 6.5%, and a Maximum Absolute Percent Deviation (MAPD) of more than 34% compared with data extracted from Figure 20-76 of the GPSA Engineering Data book [2]. To improve accuracy, the equation parameters were regressed with data points extracted from Figure 20-76.  The Modified Mamrosh et al. model more accurately reproduces the curves in Figure 20-76, with an AAPD of 1.85% and MAPD of 10.1%.

The second algorithm, the proposed Model, uses a different form of the equation.  The six parameter model was also tuned to match data from GPSA Figure 20-76 [2].  The resulting AAPD is 1.50%, and the MAPD is 7.14% compared to Figure 20-76.

Conclusiones:

            Dos nuevos algoritmos han sido desarrollados para predecir la solubilidad del CO₂ puro en contacto con 100 %TEG. Ambos algoritmos fueron por un proceso de regresión matemática de la data extraída de la Figura 20-76 del Manual de Datos de Ingeniería de la Asociación de Suplidores de Procesadores de Gas, Edición 12^ava [2].  Debe notarse que las Figuras en el GPSA se atribuyen a Ed Wichert, Sogapro Engineering, con todos los derechos reservados.

            El primer algoritmo es una forma modificada del modelo de Mamrosh, et. al. [1]. El modelo original fue presentado en los previos del mes de Junio, y Julio, en los cuales se evaluaron las concentraciones del CO₂ hasta 10 porcentaje molar. Sin embargo, las predicciones del modelo para el CO₂ puro con 100 %TEG produjo un  Porcentaje Absoluto Ponderado de Desviación (PAPD/AAPD) mayor al 6.5% y el Máximo Porcentaje de Diferencial Absoluto (MPDA/MAPD) mayor a un 34% comparado con la data que se extrajo de la Figura 20-76 del Manual de Ingeniería GPSA [2]. Para mejorar la certeza, los parámetros de la ecuación fueron sometidos a una regresión con los datos obtenidos de la Figura 20-76. El modelo modificado Mamrosh, et. al. reproduce con mayor certeza las curvas oriundas  de la Figura 20-76, con un PAPD de 1.86%, y un MPDA de 10.1 % .

            El segundo algoritmo, el cual es el modelo propuesto, aplica una forma distinta de la ecuación. El modelo de seis parámetros también fue aplicado para cotejar la data de la Figura 20-76 del GPSA [2]. El PAPD resultante es de 1.50%, y el  MPDA es de 7.16% comparado con la Figura 20-76. 

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By: Wes H. Wright  &  Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Mamrosh, D., Fisher, K. and J. Matthews, “Preparing solubility data for use by the gas processing industry:  Updating Key Resources,” Presented at 91^st Gas Processors Association National Convention, New Orleans, Louisiana, USA, April 15-18, 2012.
2. Gas Processors Suppliers Association; “ENGINEERING DATA BOOK” Twelfth Edition – FPS; Tulsa, Oklahoma, USA, 2004.
3. Takahashi, S., Kobayashi, R., “The water content and the solubility of C0₂ in equilibrium with DEG-Water and TEG-Water solutions at feasible absorption conditions,” GPA Technical Publication TP-9, Gas Processors Association, Tulsa, Oklahoma, USA, 1982.
4. Davis, P.M., et al., “The impact of sulfur species on glycol dehydration – Study of the solubility of certain gases and gas mixtures in glycol solutions at the elevated pressures and temperatures,” GPA Research Report 183 (GPA RR 183), Gas Processors Association, Tulsa, Oklahoma, USA, 2002.

OSHA cita los “eventos de conato de fallas”  como requerimientos registrables en varios escritos como: “Un evento imprevisto mas no programado que ha podido haber resultado, pero no sucedió, en bajas humanas, daños a propiedades o el medio ambiente, u otras maneras de pérdidas”.  Además nos percatamos que todas las organizaciones de mantenimiento industrial poseen antecedentes de comportamientos reactivos, apuros-en fallas-luego-apuros-en-correcciones. El énfasis de la JMC sobre la confiabilidad de los equipos, y gerencia de operaciones aúpa las condiciones de salir de la fase reactiva, sin embargo los empleos de mantenimiento reactivo siguen siendo demasiado prevalecientes. Algunos, o muchos de estos empleos reactivos “han podido resultar pero no sucedió en bajas humanas, daños a propiedades, en el medio ambiente u otra forma de pérdida.

La seguridad es la meta de todos. La mayoría de los programas de seguridad corporativa definen las fallas cercanas, pero pocas conectan los puntos entre los incidentes registrados, y el grado de trabajo de mantenimiento no reactivo. La famosa pirámide de seguridad es muy familiar,   pero solo el punto inicial  del tímpano de seguridad. A profundidades           “mayores de la superficie” de primeros auxilios registrados (indicadores atrasados) no aciertan en las ocurrencia de fallas cercanas, y  en lo fundamental de todo, comportamiento seguro.

Data compilada recientemente, por el Belga BEMAS, indica claramente los lazos de accidentes con bajas al porcentaje de trabajo de mantenimiento reactivo  (lo opuesto a éste planificado o programado). Si, en realidad, una Empresa emplea la definición de las fallas cercanas, como no puede ésta requerir los antecedentes asentados de algunos, si no todos, los trabajos de mantenimiento no planificado?

Un  tempano  es una buena metáfora para la seguridad; la mayoría de su masa yace debajo de la superficie y observamos solo su punta. La pirámide de seguridad compara la cantidad de niveles de accidentes con las fatalidades en la superficie, e incidentes reconocidos en el fondo. Sin embargo, la base fundamental del comportamiento seguro yace por debajo de la superficie del reportaje, y se integra por las cercanías a las fallas, y comportamiento inseguro.

Durante más de 33 años  me he enfocado en la reducción de los trabajos de mantenimiento no planificados a través de la capacitación y consultoría referente en el trabajo de control. Todos debemos reconocer que el mantenimiento preventivo planificado es sencillamente de mayor seguridad! Pero hemos sido reacios al amarre de trabajos urgentes, reactivos a las prácticas inseguras.

En un programa casi paralelo de desarrollo, nuestro énfasis y entendimiento de los ambientes de trabajo con seguridad también ha sido refinado. Mediante la ayuda de vario eventos catastróficos, como la refinería de Texas City, y más recientemente el “Deepwater Horizons”, más varios accidentes de menor magnitud causando heridos, nuestra industria ha colocado el tema de la seguridad como primera prioridad.

Una manera útil de observar la pirámide de seguridad (Figura 1) es la de dibujar el plano de división entre lo que se informa y no se informa. Esto trae en perspectiva los programas sobre las bases-de-desenvolvimiento de seguridad a los cuales todos nos referimos. Un punto clave acá es la separación de los indicadores principales y los de menor importancia. Es obvio documentar los Incidentes y Accidente después que ocurran, pero menos obvio la captura de los conatos fallas, e implantar los comportamientos seguros.

Data reciente (Figura2), presentada por Wim Vancauwenberghe [1] de la Asociación Belga de Mantenimiento, BEMAS, durante la conferencia anual del SMRP (Society for Maintenance and Reliability – “Sociedad para el Mantenimiento y Confiabilidad”) del año pasado indica el impacto de los trabajos no planificados sobre las frecuencias de los accidentes y heridos; más subsiguientes reducción en éstas mientras el porcentaje de trabajo planificado aumenta.

Esto trae a colisión la pregunta de este trabajo, y es tiempo que la expongamos.

Claramente, no todo trabajo de mantenimiento involucre el mismo nivel de riesgo. Podemos aplicar un enfoque de base – de – riesgo como de la Figura 3 para indicar cuando un trabajo no planificado se convierte en uno de acercamiento a la falla. Cuando vemos el espectro del comportamiento del riesgo en evitar riesgo al aumento continuo a descuido total, podemos establecer algún rango de criterios para  definir lo que debemos documentar. Aplicando el espectro del riesgo a la naturaleza de las labores no planificadas, esperaríamos el aumento del riesgo debido a algunos factores. Matrices típicas de riesgo comparan lo propenso de un evento a sus consecuencias para determinar su nivel de riesgo. Debemos desarrollar algo similar para los trabajos no planificados? Este previo intenta describir las condiciones bajo la cuales se pudiesen determinar el nivel de riesgo en los trabajos. Posiblemente existan Empresas que se hayan dirigido exitosamente a este tema, y se espera que éstas contribuyan a esta discusión.

OSHA distingue Accidente, Incidente, y Cercanía a la Falla con las definiciones de la Figura 4. Sin embargo el intento en definir lo que ‘pudo’ haber sucedido en cada labor urgente abre la Caja de Pandora que lo más probable no sería muy productiva. Por otra parte, podríamos enfocar el conato de falla en definir la ‘falla’ con mayor precisión.  Tomando la curva familiar P-F, podríamos confirmar que la detección más anticipada de la falla en el punto P y el subsiguiente trabajo de mantenimiento sería inherentemente de mayor seguridad que el reaccionar a una falla en el punto F. La Figura 5 indica como esto pudiese suceder. Podríamos decir que en cualquier instancia que se presente una falla total de equipo, debe ser documentado como conato, mientras que, si detectamos una falla potencial y planificamos  y programamos la acción de mantenimiento preventivo antes que suceda la falla funcional, no sería imperativo documentarlo como no ha sido un conato.

Si insistimos que todos los conatos de fallas sean documentados, se presenta otro asunto: Como debe documentarse éste? Que hacemos con este informe? Que cantidad de información/data es requerida en tal informe? Si vamos  requerir el informe, debemos definir en qué detalle sea presentado?

Existen varias posibilidades para el uso de un informe sobre los conatos de fallas. Cualquier decisión que se adopte, aportará un impacto sobre nuestro plantel de trabajo en subsiguientes tareas de recolección de información. Cuanto vale? ¿Como podemos exitosamente utilizar el informe para reducir los citados conatos, así efectuando un desenlace de mayor seguridad? ¿O, reducir el trabajo de mantenimiento reactivo?

• Aplicado como una forma de “acertarse” con los demás participantes del grupo y ampliar sus reconocimientos no requeriría la misma cantidad de información sobre lo sucedido,
• Determinar la forma de evitar el conato con el análisis de las raíces de causa implicaría mucha mayor cantidad de información.

Las preguntas fundamentales son:

• ¿Como ampliamos el reconocimiento de los conatos con el propósito de reducirlos.
• ¿Que distingue el conato de un accidente de un incidente?
• ¿Si el mantenimiento no planificado conllevan un mayor riesgo, como eliminamos nuestros hábitos de mantenimiento reactive?
• ¿Que criterio aplicamos en la definición de los niveles del riesgo?

La fase densa es una condición favorable para el transporte del Dióxido de Carbono (CO2) y el gas natural, así como la inyección del dióxido de carbono en yacimientos de crudo para lograr la recuperación mejorada.Se han construido tuberías para el transporte del CO2 y el gas natural [1] en la fase densa debido a su mayor densidad, lo cual proporciona el beneficio adicional que no se acumulan líquidos en la línea.

Recientemente (Los PDM de Enero a Abril, 2012), hemos discutido varios aspectos del transporte del dióxido de carbono (CO2) en la fase densa. Ilustraremos como las propiedades termofísicas varían en la fase densa y el impacto de éstas en los cómputos para las caídas de presión. El cómputo para la caída de presión utilizando la fase líquida, y la de vapor fueron comparadas. En el PDM de Agosto 2012 [2] , hemos investigado el transporte del gas rico en la fase densa con comparación del mismo caso aplicando una opción de cómputo en la región bi-fásica. Nuestro estudio resaltó los beneficios, y desventajas de este transporte en la fase densa.

En este PDM estudiaremos el transporte de baja presión versus alta presión ( fase densa ) de un gas pobre. La aplicación de la fase densa dentro del la industria del petróleo y gas será discutida brevemente.

Caso en Estudio:

Con fines de ilustración, consideraremos el transporte de una mezcla de gas natural con composición y condiciones presentadas en la Tabla 1. Po simplicidad, los cómputos y subsiguiente discusión se efectuarán en base seca. El punto de rocío del gas de alimentación se redujo a -40 °F (-40°C) mediante su procesamiento en una planta de refrigeración  de control de punto de rocío. La Figura 1 presenta los envolventes para el gas de alimentación, así como los gases pobres (de transporte). La composición y condiciones del gas pobre también son presentados en la Tabla 1.  El gasoducto de 1000 millas (1609 km) con diámetro de 42 pul. (1067 mm) ha sido considerado. Un Diagrama de flujo simplista (PFD) se muestra en la Figure 2. Las siguientes presunciones y correlaciones fueron adoptadas.

1. Base seca, ignorando el agua
2. C7+ considerado como nC8.
3. Flujo Contínuo
4. Presión de entrega de 615 lpca (4.24 MPa).
5. Diferencial de Presión en cada intercambiador de calor de 5 lpca (0.035 MPa).
6. Sin caída de presión en los depuradores, y separadores.
7. Gasoducto horizontal, sin variación de elevación.
8. Rugosidad absoluta interna de 0.0018 pul (0.046 mm).
9. Factor de fricción monofásica: Colebrook
10. Para los efectos de cómputo cada segment de línea fue dividido en 10  sub segmentos.
11. Coeficiente Total de Intercambio de Calor: 0.25 Btu/hra-pie2-˚F (1.42 W/m2-˚C).
12. Conjunto de Simulación: ProMax [3]
13. Ecuación de Estado: Soave-Redlich-Kwong (SRK).

Tabla 1. Composición y condiciones del gas de alimentación y gas pobre

Figura 1. Envolventes para el gas (rico) de alimentación, y el gas de transporte (seco)

Tres casos para el transporte de este gas natural son considerados y cada uno se detalla brevemente en la sección anterior. La Figura 2 presenta los PFD’s para los casos A, y B. El PFD del caso C es similar al B con 2 segmentos adicionales, compresores y enfriadores. La Figure 3 ilustra los sistemas de tuberías en un diagrama de bloque. Los números de segmentos, longitud de éstos, presión de entrada para cada uno de los tres caso se presenta en la Tabla 2 en unidades de campo (pls , pie, libra, segundo), así como unidades (Sistema Internacional) SI.

Figura 2: Diagrama de Flujo de Procesos (PFD) para los casos A (Alta Presión Fase Gas), y Caso B (Presión Intermedia fase Gas)

Nota: Véase los Siguientes Casos A, B, C. Feed = Entrada ; Gas Treating =Tratmiento de Gas ; Stage = Etapa; Cool = Enfriamiento; Station = Estación ; Delivery = Entrega; Pipeline = Gasoducto

Figura 3. Diagramas de Cuadros de las líneas para los Casos A, B, C

Tabla 2. Especificaciones de Gasoductos para los tres casos

Caso A: Alta Presión (Fase Densa)

Después de pasar por el depurador de la primera etapa, el gas pobre pasa a la primera etapa de compresión donde la presión es incrementada a 1407 lpca (9.703 MPa). Este gas de alta presión es enfriado a 100 ˚F (37.8 ˚C), para luego ser comprimido a 3220 lpca (22.2 MPa). Este gas de alta presión vuelto a enfriar a 100 ˚F (37.8 ˚C) para luego pasar por un separador antes de alimentar el gasoducto de larga distancia (véase Caso A en la Figura 2.

Caso B. Presión Intermedia

El diagrama de flujo (PFD) para este caso también se detalla en la Figura 2. En éste, el gasoducto es dividido en 3 líneas de 333.3 millas (536.2 km) con una estación principal de compresión y otras dos intermedias. En cada estación, la presión es aumentada de 625 lpca a 1977 lpca ( 4.24 a 13.56 MPa) en un etapa, para luego ser enfriado a 100 ˚F (37.8 ˚C), y alimentado a un separador antes de entrar al segmento de gasoducto aguas abajo.

Caso C: Presión Baja

Este caos es similar al Caso B con la excepción que la línea  fue dividida en cinco segmentos de 200 millas (322km) con un compresor principal, y 4 estaciones de compresión intermedias. En cada estación, la presión fue incrementada desde 615 lpca a 1600 lpca (4.24 a 11.03 MPa) para luego ser enfriado a 100 ˚F (37.8 ˚C), e introducido a un separador antes de ser alimentado al segmento de tubería aguas abajo.

Resultados de la Simulación y Discusiones:

Los PFD para los tres casos fueron simulados aplicando Promax [3]. Para mejorar la certeza y manejar las variaciones de las propiedades físicas del gas, cada segmento del gasoducto fue dividido en 10 sub segmentos. Para el Caso A en donde éste segmento fue considerablemente de mayor longitud, hemos intentado con 50, y 100 sub segmentos, y ninguna diferencia en la presión y temperatura de descarga de la línea fueron observadas. La Tabla 3 presenta un resumen de los resultados de la simulación para los tres casos en unidades de campo así como las internacionales. Como se observa en la Tabla, el Caso A requiere la mínima potencia de compresión, y carga térmica. La reducción de potencia para el Caso A es del orden de 51% comparado con el caso B, y 63% con el Caso C.  Estas reducciones en potencia y carga térmica son considerables. Similarmente, la carga térmica del Caso A es del orden de 39% comparado con el Caso B, y 50% comparado con el Caso C, respectivamente.

Tabla 3. Resumen de la simulación de computación para los tres casos

La Figura 4 presenta el diagrama de fases, etapas requeridas de compresión y enfriamiento, mas el perfil de temperatura-presión para el Caso A. Esta figura indica que las condiciones de descarga de la línea se ubican a la derecha de la línea de punto de rocío, en donde el gas permanece en estado monofásico.

Figura 4. Diagrama de fases, etapas de compresión y enfriamiento, mas perfil de presión-temperatura (ID = 42 pul = 1067 mm)

El espesor de la tubería es un importante factor económico. Éste espesor para los tres caso fue determinado por:

Donde,

P es la máxima presión de trabajo permisible, acá fijada en 1.1 veces la presión de entrada,

OD es el diámetro exterior,

E es la eficiencia de juntas  (asumida a ser 1.0),

f1 es la tolerancia del espesor de las paredes (asumida a ser 1.0),

        f2  es el factor de diseño, 0.42 a 0.72 ,  acá fijado en 0.72 por la ubicación remota)

σ   es la fuerza de tracción de la tubería (asumida coincidente con el material grado X65 a

ser 65,000 lpca o 448.2 MPa, y

CA es la tolerancia designada de corrosión (asumida a ser 0 pul, o 0 mm para un gas

seco)

La Figura 5 representa el cómputo para el espesor de la línea como función de la presión de alimentación (para los tres casos). Nótese que el Caso A requiere el mayor espesor, mientras que  C el menor.

La variación de la densidad, viscosidad, velocidad, presión, y temperatura a través de la línea se presentan en las Figuras 6 al 10 para los caso A, y B.

Conclusiones:

Hemos estudiado el transporte del gas natural en la región de fase densa (alta presión) y comparado los resultados con cas para el transporte de mismo gas aplicando presiones intermedias y bajas. Nuestro estudio sobresalta los siguientes aspectos:

1. Si el gas en su fuente no presenta presión suficientemente alta, se podrán requerir considerable potencia, y carga térmica de enfriamiento si la decisión es de aplicar la fase densa.
2. Para la fase densa – Caso A (alta presión), se requerirá mayor espeso de la línea.
3. Para la fase densa – Caso A, se requieren menor potencia de compresión y carga térmica.
4. Para la fase densa – Caso A, las caída de presión/ milla es menor.
5. Para la fase densa – Caso A y el mismo diámetro, en términos ponderados, la velocidad es menor en comparación con el transporte de gas a menor presión.

Otros resultados lógicos pueden estipularse igual, incluyendo:

1. La composición del gas juega papel importante.
2. El perfil de elevación del gasoducto y distancia son factores importantes a las presiones mayores.
3. Un análisis detallado económico en términos del CAPEX (Gastos de Capital), y OPEX (Gastos Operativos) deben efectuarse para lograr una comparación confiable.

En un futuro Previo del Mes, consideraremos el impacto del diseño y orden de magnitud de costos cuando cado una de estos casos se ven en construcción, primero en tierra, y luego costa fuera.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizer los problemas operacionales, sugermios su asistencia a nuestras sesiones G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), P81 (CO2 Surface Facilities), PF4 (Oil Production and Processing Facilities), y el PL 4 (Fundamentals of Onshore and Offshore Pipeline Systems).

La Consultoría John M. Campbell (JMCC) está en capacidad de  proveer sus pericias termodinámicas para los proyectos de procesamiento así asegurando que el modelo de procesos desarrollado sea el más preciso posible. Para mayor información sobre los servicios ofertados por la JMCC, les invitamos visitar nuestra dirección en la red:  www.jmcampbellconsulting.com.

By: Mahmood Moshfeghian and David Hairston

Traducido al Español Por: Dr. Frank E. Ashford

References:

1. Beaubouef, B., “Nord stream completes the world’s longest subsea pipeline,” Offshore, P30, December 2011.
2. http://www.jmcampbell.com/tip-of-the-month/
3. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2012.

Figura 5. Variación del espesor con la presión de entrada de la línea

Figura 6. Variación de la densidad del gas en el gasoducto (Casos A y B)

Figura 7. Variación de la viscosidad en el gasoducto (Casos A y B)

Figura 8. Variación de la velocidad del gas en el gasoducto (Casos A y B)

Figura 9. Variación de la presión en el gasoducto (Casos A y B)

Figura 10. Variación de la temperatura en el gasoducto (Casos A y B)

En el Previo del Mes (PDM) de Junio, hemos evaluado la certeza de un modelo recientemente publicado por Mamrosh, et. al  [1] contra data experimental para la solubilidad del CO₂ y H₂S en soluciones de trietilén glicol (TEG). Basados en este modelo, hemos reproducido varios diagramas que se pueden aplicar con rapidez para determinar la absorción de estos gases agrios en soluciones del TEG. En este PDM hemos aplicado el mismo modelo de solubilidad así como información en diagramas aplicando un formato distinto, el cual cubre un rango amplio de condiciones de operación. La ventaja en presentar diagramas en este nuevo formato es que el requerimiento de los mismos se reduce. Se presentan estos diagramas como función de presión parcial constante del gas agrio y concentraciones del TEG fijadas en 95 y 100 porcentaje de peso. Se presenta un ejemplo computacional, y el resultado de éste es comparado con ProMax.

Niveles pronosticados para los gases agrios pueden llegar hasta niveles de 10 PCS/galón (75 MCS/m³) de la solución de TEG, y depende en la temperatura, presión, concentración del gas agrio en las fase de vapor y la concentración del TEG. Como se muestra en el PDM de Junio, la absorción de los gases agrios aumenta con la pureza del TEG. Una solución de éstos en el TEG reduce el pH, y fomenta la corrosión. Adicionalmente una de las principales problemáticas es el manejo del H₂S emanante del separador depurador del TEG, y el regenerador. Se presentan problemas si éste es venteado (olor ofensivo & tóxico), y puede ser fuente significativo de emisiones (SO₂) si es quemado.

Mamrosh-Fisher-Matthews Modelo de Solubilidad:

Recientemente, Mamrosh et al. [1] presentaron la siguiente correlación basada en data experimental para predecir la solubilidad del CO₂, y H₂S en soluciones de TEG.

x_H2O es la fracción molar del agua en la fase líquida

Wt%_TEG     es el % de peso el TEG en el liquido.

Los valores de los parámetros A, B, C, D y E coincidentes con las unidades (SI) y de campo (fps) se presentan en la Tabla 1. Para los detalles de los cómputos más un ejemplo de los mismos refiérase a la referencia [1].

Tabla 1. Parámetros para el modelo Mamrosh, et. al. [2]

Caso en Estudio: En la Figuras 1 al 4 hemos reproducido las solubilidades del CO2 y el H2S (en base de volumen de PCS/galón de la solución TEG o MCS/m³ de solución TEG) para concentraciones del TEG de 100, y 95% para presiones de 1000 y 500 lpca (6897 and 3448 kPa) representando presiones del contactor, y 75 lpca (517 kPa) representando el separador depurador en una unidad típica de deshidratación por TEG.  En cada uno de éstos diagramas la solubilidad es presentada como función de temperatura, presión parcial del gas agrio (%molar) en la fase del gas basados en el modelo de Mamrosh , et. al [1]. Estas figuras están reproducidas en unidades de campo (ingeniería) fps, e internacionales SI. Se pueden aplicar de manera rápida para estimar la absorción del gas agrio en una solución del TEG. Adicionalmente, un ejemplo computacional del uso de éstas se presenta en la sección siguiente.

El gasto volumétrico dirigido a una planta de deshidratación TEG conteniendo 1 % molar del H₂S es  200 MMPCSFD (5.6634×10⁶ MCSD). Que cantidad el PCSD (MCSD) es despojado del separador, y columna de regeneración? La concentración del TEG es de 95% de peso y la circulación del TEG es de 27 galón/min (6.13 m³/h). Es asumido que el contactor opera a 100 ˚F (37.8 ˚C) y 1000 lpca (6895 kPa). El tambor de reflujo opera a 75 lpca (517 kPa) y 113 ˚F (45 ˚C), y se presentan en el orden de 6.7 % molar del H₂S en el gas despojado.

Solución fps

Presión parcial de H₂S en el gas de entrada  = (0.01)(1000 lpca) = 10 lpca

De la Figura 4 a T=100 ˚F, P = 1000 lpca, Presión Parcial del H₂S = 10 lpca,

0.36 PCS H₂S/galón del TEG es absorbido.

Presión parcial del H₂S en el gas despojado = (0.067)(75 lpca) = 5 lpca

De la Figura 4 (FPS) a T=113 ˚F, P=75 lpca, Presión parcial del H₂S = 5 lpca,

0.25 PCS H2S/galón de TEG es absorbido.

H₂S despojado con el  gas = (27 galón/min)(0.36-0.25)(PCS H₂S/galón TEG) = 2.97 PCS H2S/min = 4.28 MPCSD

H₂S despojado en el regenerador = (27 galón/min)(0.25)(PCS H₂S/galón TEG) = 6.75 PCS H2S/min = 9.72 MPCSD

Total H₂S despojado = 4.28 + 9.72 =13.997 MPCSD ≈ 14 MPCSD

H₂S en gas de alimentación = (0.01)(200 000 MPCSD)=2000 MPCSD

Fracción del H₂S absorbido = 100(14)/2000= 0.7 %

Solución SI:

Presión parcial del H₂S en gas de entrada = (0.01)(6895 kPa) = 69 kPa

De la Figura 4 (SI) a T=37.8 ˚C, P=6895 kPa, Presión Parcial H₂S= 69 kPa,

2.7 MCS H₂S/m³ del TEG absorbido.

Presión parcial del H₂S en el gas despojado = (0.067)(517 kPa) = 35 kPa

De la Figura 4 a T=45 ˚C, P=517 kPa, Presión Parcial H₂S = 35 kPa,

1.9 MCS H₂S/m³ de TEG es absorbido.

H₂S despojado con el gas = (6.13 m³/h)(2.7-1.9)( SCM H₂S/m³ TEG) = 4.904 MCS H₂S/h = 117.7 MCS/d

H₂S despojado en el regenerador = (6.13 m³/h)(1.9)( SCM H₂S/m³ TEG) = 11.647 MCS H₂S/h = 279.5 MCS/d

Total H₂S  despojado = 117.7 + 279.5 =397.2 MCSD ≈ 400 MCSD

H2S en el gas de alimentación = (0.01)( 5.6634×10⁶ MCSD)=56 634 MCSD

Fracción de H₂S absorbido = 100(400)/56 634= 0.7 %

Hemos logrado una simulación rigorosas de un caso similar al citado por el ProMax [2] , y la fracción molar del H2S absorbido logró ser 0.78%

Conclusiones:

En continuación al PDM de Junio 2012, y para reducir los números de diagramas, hemos producido varios de éstos en formato diferente, el cual puede ser aplicado de manera rápida para determinar la cantidad de gas que es despojado de un separador depurador y de una columna regeneradora de una Unidad de TEG. Estos    Diagramas       (Figuras 1-4) se basan en un modelo desarrollado por Mamrosh et. al. [1] y se presentan en unidades de campo (fps) y SI abarcando un amplio rango de condiciones operativas. Para un caso en estudio, hemos presentado un ejemplo computacional para la descarga del H2S de un separador depurador, y de una columna regeneradora. Los resultados de este caso en estudio presenta buena comparación con una simulación rigorosa aplicando el compendio de análisis (software) ProMax [2].

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizer los problemas operacionales, sugermios su asistencia a nuestras sesiónes G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), P81 (CO₂ Surface Facilities), and PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

La Consultoría John M. Campbell (JMCC) está en capacidad de  proveer sus pericias termodinámicas para los proyectos de procesamiento así asegurando que el modelo de procesos desarrollado sea el más preciso posible. Para mayor información sobre los servicios ofertados por la JMCC, les invitamos visitar nuestra dirección en la red:  www.jmcampbellconsulting.com.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido el Español Por:  Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Mamrosh, D., Fisher, K. and J. Matthews, “Preparing solubility data for use by the gas processing industry:  Updating Key Resources,” Presented at 91^st Gas Processors Association National Convention, New Orleans, Louisiana, USA, April 15-18, 2012.
2. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc., Bryan, Texas, 2011.

Figura 1 (fps). Solubilidad estimada del CO₂ en solución de 100 % de peso de TEG como función de temperatura, %molar CO₂ (presión parcial) en fase de vapor, y presión

Figura 1 (SI). Solubilidad estimada del CO₂ en solución de 100 % de peso de TEG como función de temperatura, %molar CO₂ (presión parcial) en fase de vapor, y presión

Figura 2 (fps). Solubilidad estimada del H₂S en solución de 100 % de peso de TEG como función de temperatura, %molar H₂S (presión parcial) en fase de vapor, y presión

Figura 2 (SI). Solubilidad estimada del H₂S en solución de 100 % de peso de TEG como función de temperatura, %molar H₂S (presión parcial) en fase de vapor, y presión

Figura 3 (fps). Solubilidad estimada del CO₂ en solución de 95 % de peso de TEG como función de temperatura, %molar CO₂ (presión parcial) en fase de vapor, y presión

Figura 3 (SI). Solubilidad estimada del CO₂ en solución de 95 % de peso de TEG como función de temperatura, %molar CO₂ (presión parcial) en fase de vapor, y presión

Figura 4 (fps). Solubilidad estimada del H₂S en solución de 95 % de peso de TEG como función de temperatura, %molar H₂S (presión parcial) en fase de vapor, y presión

Figura 4 (SI). Solubilidad estimada del H₂S en solución de 95 % de peso de TEG como función de temperatura, %molar H₂S (presión parcial) en fase de vapor, y presión

En el servicio de deshidratación, el trietilén glicol (TEG) absorbe cantidades limitadas de los BTEX (benceno, tolueno, etilbenceno, y xileno) y los gases agrios tales como el dióxido de carbono (CO2) y el sulfuro de hidrógeno (sulfhídrico) (H2S) del gas. Los niveles pronosticados de absorción pueden llegar hasta unos 10 PCS/galón (75 MCS/m3) de la solución de TEG y depende de la temperatura, presión, concentración del gas agrio en la fase de vapor, mas la concentración del TEG. La Figura 18.16 en la referencia [1] indica la solubilidad del H2S en el TEG a varias presiones parciales del H2S. Esto representa la absorción verídica que ocurre en el absorbedor y corresponde a la información típica de una planta. La Figura 18.17 también en la referencia [1] indica la solubilidad del CO2 en una solución de 96.5 porcentaje de peso de TEG. La absorción del gas agio aumenta con la pureza del TEG. La solución de estos gases agrios en la solución reduce su pH, y fomenta la corrosión. Adicionalmente, uno de los problemas en el manejo del H2S que se despoja del regenerador. Este es un problema si es venteado (olor ofensivo, y tóxico (venenoso)), y puede ser una fuente significativa del las emisiones del CO2 si es quemado.

En el previo el mes (PDM) de Junio 2011, hemos presentado diagramas para la predicción rapida de la absorción de los BTEX en los sistemas de deshidratación por glicol, aplicando data experimental de equilibrio vapor-líquido. El objetivo de este PDM es de reproducir diagramas similares que abarcan un amplio rango de condiciones operacionales. Primero demostramos la certeza de un reciente modelo propuesto por Mamrosh, et. al. [2] valorando los datos experimentales de la Asociación de Procesadores de Gas, para luego reproducir una porción de sus diagramas recomendados para la rápida y aproximada estimación de la absorción de los gases agrio en las soluciones del TEG.

Modelo de Solubilidad Mamrosh-Fisher-Matthews:

Recientemente, Mamrosh, et. al. [2] presentó la siguiente correlación basada en data experimental para estimar la solubilidad del CO2, y el H2S en la solución TEG.

Los valores de A,B,C,D y el parámetro E se presentan en la Tabla 1. Para los detalles del procedimiento de cómputos, y ejemplos del mismo refiérase a la referencia [2]

Tabla 1. Parámetros para el modelo Mamrosh, et. al. [2]

Certeza del modelo de solubilidad de Mamrosh-Fisher-Matthews
La certeza del modelo Mamrosh , et. al. [2] fue evaluado contra data experimental del Informe de los trabajos de la Asociación de Procesadores de Gas RR 183 [3], y RR 189 [4] para la solubilidad del CO2, y H2S en las soluciones de TEG, respectivamente. El resumen de de nuestras evaluaciones se presentan en la Tabla 2.

Tabla 2. Resumen del análisis de error para el modelo Mamrosh , et. al.

Debe notarse que para estos tres casos de data experimental para el H2S en la solución TEG/H2O, los porcentajes absolutos de desviación fueron anormalmente altos (12, 260, y 319 %); de manera que éstos fueron eliminados de nuestro análisis. Considerando el análisis de error mostrado en la Tabla 2, el modelo propuesto por Mamrosh, et. al. [2] refleja buenos resultados de certeza para la estimación de la solubilidad de los gases agrio en la solución TEG/H2O. Toda la data experimental reportada en los GPA RR 183, y RR 189 fueron tomados en estado de equilibrio. El modelo propuesto no contempla la tasa a la cual los procesos logran el equilibrio.

Las Figuras 1, y 2 presentan una comparación gráfica de las solubilidades del CO2, H2S (fracción molar del gas agrio en la fase líquida) con la data experimental del GPA RR 183,y el GPA RR 189 para el CO2 y H2S, respectivamente.

Figura 1. Certeza del modelo propuesto por Mamrosh et. al. [2] para el estimado de la solubilidad del CO2 en el TEG versus la data experimental del GPA RR 183 [3]

Figura 2. Certeza del modelo propuesto por Mamrosh et. at. Para el estimado de para solubilidad del H2S en la solución TEG versus la data experimental del GPA RR 189 [4]

En las Figuras 3 al 8 hemos reproducido la solubilidad del CO2 y H2S (sobre una base de PS/galón de la solución TEG , o MCS/m3 de solución de TEG) correspondientes a las presiones de 1000 y 500 lpca (6807 y 3448 kPa), representando la presión del contactor, y 50 lpca (345kPa) presión del separador de alivio en una unidad típica de deshidratación con TEG. En cada uno de estos diagramas la solubilidad es representada como función de la temperatura, %molar del gas ácido en la fase gaseosa, y el %peso del TEG en solución basado en el modelo propuesto por Mamrosh et al. [2]. Estas figures son reproducidas en sistemas de unidades de camp, o de Ingeniería (fps –pls), y SI (Internacional). Las Figuras A1 al A6 en el Apéndice A representan la solubilidad en gases ácidos en términos de fracción molar en vez de base de volumen.

Conclusiones
Hemos efectuado una evaluación independiente del modelo recientemente desarrollado por Mamrosh et. al . [2] para aproximar la absorción del gas agrio en una solución de TEG mientras se deshidrata un gas. Nuestra evaluación fue basada en data experimental medida y reportada en el GPA RR 183 [3], y GPA RR 189 [4]. Toda data experimental presentada en los GPA RR 183 [3], y GPA RR 189 [4] fue medida a condiciones de equilibrio. No se consideró en el modelo propuesto la tasa a la cual el proceso tiende al equilibrio.

El análisis de las Figuras 1, y 2 , y la Tabla 2 indica que aun cuando el modelo   Mamrosh , et. al. es sencillo y directo en su aplicación, es relativamente certero para los propósitos de aproximaciones. Igual se extiende sobre un rango amplio de condiciones de operatividad. Basado en ese modelo hemos reproducido las Figuras 3 al 8  en unidades de campo (fps – pls), asi como las Internacionales SI, las cuales pueden aplicarse para estimar la absorción del CO2, y el H2S en soluciones de TEG mientras el gas presenta deshidratación. El análisis de la Figuras 3 al 8 también indica, que, para las mismas condiciones, la solubilidad del H26 es casi 5 veces mayor que la del CO2.  Además, podemos concluir que la absorción de los gases agrio se ve incrementado mientras:

• Aumenta la presión
• Disminuye la temperatura
• Aumenta la concentración del gas agrio en la fase de vapor
• Aumenta la concentración del TEG en la fase líquida
• Aumenta la tasa de circulación del TEG

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizer los problemas operacionales, sugermios su asistencia a nuestras sesiónes  G40 (Process/Facility Fundamentals), G4 (Gas Conditioning and Processing), P81 (CO2 Surface Facilities), and PF4 (Oil Production and Processing Facilities).

La Consultoría John M. Campbell (JMCC) está en capacidad de  proveer sus pericias termodinámicas para los proyectos de procesamiento así asegurando que el modelo de procesos desarrollado sea el más preciso posible. Para mayor información sobre los servicios ofertados por la JMCC, les invitamos visitar nuestra dirección en la red:  www.jmcampbellconsulting.com.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian
Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Figura 3 (fps). Solubilidad estimada del CO2 en soluciones de TEG a 1000 lpca como función de temperatura, %mol CO2 en la fase de vapor, y % de peso del agua

Figura 3 (SI). Solubilidad estimada del CO2 en soluciones de TEG a 6897 kPa como función de temperatura, % mol CO2 en la fase de vapor, y % de peso del agua

Figura 4 (fps). Solubilidad estimada del H2S en solución TEG a 1000 lpca como función de temperatura, mol% del H2S en la fase de vapor , y % de peso del agua

Figura 4 (SI). Solubilidad estimada del H2S en solución TEG a 6897 kPa como función de temperatura, mol% del H2S en la fase de vapor , y % de peso del agua

Figura 5 (fps). Solubilidad estimada para el CO2 en solución de TEG a 500 lpca como function de temperature, mol % CO2 en la fase de vapor y % de peso del agua

Figura 5 (SI). Solubilidad estimada para el CO2 en solución de TEG a 3448 kPa como function de temperature, mol % CO2 en la fase de vapor y % de peso del agua

Figura 6 (fps). Solubilidad estimada para el H2S en solución TEG a 500 lpca como función de temperatura, mol% de H2S en fase de vapor,  % de peso del agua

Figura 6 (SI). Solubilidad estimada para el H2S en solución TEG a 3448 kPa como función de temperatura, mol% de H2S en fase de vapor,  % de peso del agua

Figura 7 (fps). Solubilidad estimada para el CO2 en solución TEG a 50 lpca como función de temperatura, mol% de CO2 en fase de vapor,  % de peso del agua

Figura 7 (SI). Solubilidad estimada para el CO2 en solución TEG a 345 kPa como función de temperatura, mol% de CO2 en fase de vapor,  % de peso del agua

Figura 8 (fps). Solubilidad estimada para el H2S en solución TEG a 50 lpca como función de temperatura, mol% de H2S en fase de vapor,  % de peso del agua

Figura 6 (SI). Solubilidad estimada para el H2S en solución TEG a 345 kPa como función de temperatura, mol% de H2S en fase de vapor,  % de peso del agua
Reference:

• Campbell, J. M. “Gas conditioning and processing, Volume 2: The Equipment Modules,” John M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, USA, 2001.
• Mamrosh, D., Fisher, K. and J. Matthews, “Preparing solubility data for use by the gas processing industry: Updating Key Resources,” Presented at 91st Gas Processors Association National Convention, New Orleans, Louisiana, USA, April 15-18, 2012.
• Davis, P.M., et al.; “The Impact of Sulfur Species on Glycol Dehydration – A Study of the Solubility of Certain Gases and Gas Mixtures in Glycol Solutions at Elevated Pressures and Temperatures, Revised RR Draft for Phase I: CO2/CH4/EG/TEG;” GPA Research Report, RR-183; Gas Processors Association., Tulsa Oklahoma, USA, 2002.
• Marriott, R.A., et al.; “The impact of Sulfur Species on Glycol Dehydration – A Study of the Solubility of Certain Gases and Gas Mixtures in Glycol Solutions at Elevated Pressures and Temperatures, VLE Data for the H2S/CH4/EG/H2O System and the H2S/CH4/TEG/H2O System,” GPA Research Report, RR-189; Gas Processors Association., Tulsa Oklahoma, USA, 2005.