Las ecuaciones de estado (EDE) se aplican en los simuladores comerciales para la predicción del comportamiento de fases, y las propiedades termodinámicas. Las ecuaciones de estado cúbicas, arrojan resultados relativamente certeros para la predicción del equilibrio vapor-líquido, especialmente para los sistemas polares o los ligeramente así. Además estas ecuaciones pueden ser aplicadas para la predicción certera de las densidades, entalpías, y entropías del vapor. Estas ventajas impulsan a los investigadores a ampliar las habilidades de las EDE aun mas que anteriormente, especialmente para la densidad del líquido, aun cuando su certeza de predicción es generalmente pobre.  La popular EDE , tal como la Soave-Redlich-Kwong  (SRK) [1] , y la Peng –Robinson  (PR) [2] pronostican las densidades de líquido con un error absoluto ponderado de un 8%, mayor que varias buenas correlaciones para las densidades de los líquidos. Esta alta magnitud de error no es aceptable por la Industria; por ello no se aplican para este propósito. Para poder vencer esta deficiencia, los métodos de volumen traducido han sido desarrollados.

En el Previo del Mes de Marzo (PDE) estudiamos una traducción de volumen constante para la densidad del líquido presentada pro Peneloux et. al. [3], y demostramos su aplicación para los hidrocarburos tales como el metano puro, n-pentano, decano, pentadecano, y el dióxido de carbono. Mejoras sustanciales, específicamente para los rangos reducidos de temperatura ( Tr < 0.8), del volumen específico saturado ( o la densidad del líquido) arrojados por el PR, y SRK fueron obtenidos. Por otra parte, el traslado de volumen constante falla cerca de la temperatura crítica, por cuanto la pendiente del volumen con respecto a la temperatura aumenta sustancialmente en esta región.

Por cuanto Peneloux et. al. presentaron su método de traducción (desplazamiento) de volumen constante en el 1982, varios métodos de corrección dependientes de la temperatura, han sido propuestos. En este PDM demostraremos la aplicación y certeza de algunos de estos métodos para la predicción de la densidad del líquido de los hidrocarburos comunes, y los no-hidrocarburos en el procesamiento del gas. Compararemos su certeza con la data experimental, y algunas correlaciones.

1. Correlaciones
   Las siguientes correlaciones fueron aplicadas en este estudio.
   1. COSTALD, 1979: La correlación COSTALD por Hankinson en Thomson [12] require dos parámetros: _SRK, el valor optimizado del factor acéntrico basado en la EDE SRK, y V*, el volumen característico del componente puro.
   2. RSD, 1972: Spencer y Danner [13] mejoraron la correlación para la densidad del líquido de Rackett [14]. La correlación mejorada para la densidad saturada del líquido solo requiere Z_RA , el factor de compresibilidad mejorado.
   3. NM, 1998: Nasrifar, y Moshfeghian [15,16] presentaron una ecuación y reglas de mezclado para la predicción de las densidades de los refrigerantes, y el gas natural licuado.
2. Métodos de Volumen Traducido (EDE)
   Los siguientes métodos de volumen traducido (despalzados) fueron aplicados en este estudio.
   1. PRF, 1982: Peneloux et al. [3] propusieron el siguiente método de corrreción de traslado de volumen constante.

      (1)

      En esta ecuación, V^L es el volumen específico corregido, V^EoS es el volumen especifico del liquido calculado por la EDE, MW es el peso molecular, p^L es la densidad del líquido, y el término de corrección, o el factor de traslado (ajuste) “c” es determinado por data experimental de la densidad del líquido. El factor de ajuste de volumen es normalmente analizado por regresión contra varios puntos de data. En la ausencia de valores de regresión experimentales, se puede estimar como sigue:

      (2)

      donde Z_RA, es el parámetro Rackett [15], R es la constante del gas, y T_C and P_C son la Temperatura , y Presión critica respectivamente.

      Determinamos los valores óptimos de “c” para cada compuesto por el procedimiento detallado en le PDM de Marzo 2011.

   2. MT, 1990: El factor de corrección dependiente de la Temperatura del Magoulas y Tassios [4] es calculado de la siguiente forma:

      (3)

      (4)

      (5)

      (6)

      We will refer to this method as MT-VTPR.

   3. TC, 1998: El factor de corrección dependiente de la temperatura de Tsai y Chen [5] se calcula mediante el siguiente procedimiento:

      (7)

      (8)

      (9)

      (10)

   4. AG, 2001: El factor de corrección dependiente de la temperatura de Ahlers y Gmehling [6] se calcula como sigue:

      (12)

      (13)

      (14)

      (15)

      (16)

      (17)

   5. LD, 2005: Lin y Duan [7] presentaron un factor dependiente de la temperature, c, como sigue:

      (18)

      (19)

      (20)

      (21)

En estas ecuaciones citadas, Tr es la temperatura reducida, ω es el factor acéntrico, y T_C, P_C and Z_C son las temperaturas, presiones y factores de compresibilidad críticas respectivamente.

Resultados y Discusión:

Un programa sencillo de MathCad fue escrito para efectuar todos los cómputos basados en los métodos citados arriba. Aplicamos éstos para varios compuestos puros tales como se muestran en la Tabla 1. La Temperatura reducida (Tr), y numero de puntos (N) para cada compuesto igual se indican en la Tabla 1. En ésta se presenta el resumen del análisis de error de los distintos métodos para los compuestos puros. Como se muestra en la Tabla 1, estos métodos generalizados de desplazamiento (traslado) de volumen dependientes de temperatura mejoran la certeza pero aun no se aproximan a las correlaciones generalizadas tales ocmo se muestran en la últimas tres columnas de la Tabla 1.

Tabla 1. Resumen del análisis de error para los distintos métodos en estudio.

Nota: Overall AAPD = Porcentaje ponderado absoluto de desviación Total

Las Figuras 1 al 4 presentan las comparaciones gráficas entre las pronosticadas y experimentales [17] densidades de líquido del metano, n-pentano, decano, y pentadecano respectivamente. Tendencias similares fueron observadas para los demás compuestos indicados en la Tabla. Para retener claridad, solo los resultados de le EDE PR, PRF-VTPR     (traslado de volumen constante), VD-VTPR (traslado de volumen dependiente de temperatura) son presentados en las figuras. Se obtiene mayor exactitud cerca de la región crítica aplicando el método de traslado de volumen dependiente de temperatura.

Figura 1. Comparación de la densidad pronosticada para el líquido del CH₄ por PR EDE, PRF-VTPR volumen trasladado, y LD-VTPR contra data experimental. [17]

Figura 2. Comparación para la predicción de la densidad del líquido C₅H₁₂ por la EDE PR, volumen trasladado PRF-VTPR, y LD-VTPR contra data experimental  [17]

Figura 3. Comparasión de los valores predichos para la densidad del  C₁₀H₂₂ por la EDE PR, volumen (traducido) trasladado  PRF-VTPR y LD-VTPR contra data  experimental  [17]

Figura 4. Comparasión de los valores pronosticados de la densidad del liquido para el C₁₅H₃₂ por PR EDE, volumen trasladado PRF-VTPR y LD-VTPR contra data experimental  [17]

Para poder exponer la sensibilidad del método  LD-VTPR , y la aplicabilidad de entonar sus parámetros, el valor de Zc para el pentadecano fue cambiado de 0.243, representado por la curva negra en la Figura 4, a 0.231 lo cual es representada por la curva negra punteada en la Figura 4. La curva para el Zc = 0.231 se denomina LD-VTPR*. Esta sensibilidad se incorpora para alas aplicaciones prácticas entonando los parámetros de volumen traducido (trasladado) (e.g. Zc) para reproducir (igualar) la densidad pronosticada del liquido con la data experimental.

La Tabla 1 indica que mejoras considerables se obtienen aplicando el método de corrección de  traslado de volumen dependiente de temperatura para el volumen especifico (o densidad del liquido) cerca de la región del punto crítico. Sin embargo la certeza del COSTALD, RSD, y NM correlaciones aun son mucho mejores que le método del traducción de volumen aplicado a estas dos EDE. Como se muestra en la Figura 4, mejoras adicionales contra data experimental  se obtienen para los métodos de traslado de volumen aplicando los parámetros de entonación de los métodos de traslado.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a las cursos de la John M. Campbell:  G4 (Gas Conditioning and Processing) and G5 (Gas Conditioning and Processing-Special).

La Consultoría John M. Campbell (JMCC) puede proveer pericias termodinámicas para los proyectos de procesamiento del gas así asegurando que los modelos desarrollados de proceso sean los más acertados posibles. Para mayor información sobre los servicios ofrecidos por la JMCC, visite nuestra dirección en la red al www.jmcampbellconsulting.com.

A su solicitud se ofrece de forma gratuita, una copia del programa MathCad Versión 14, indicando los cómputos para el metano.

By Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Soave, G., Chem. Eng. Sci., Vol. 27, pp. 1197-1203, 1972.
2. Peng, D. Y., and Robinson, D. B., Ind. Eng. Chem. Fundam., Vol. 15, p. 59, 1976.
3. Peneloux, A. E., Rauzy, E., and Freze, R., Fluid Phase Equilib., Vol. 8, pp. 7-23, 1982.
4. Magoulas, K. and D. Tassios, J. of Fluid Phase Equilibria, Vol. 56, pp. 119-140-445, 1990.
5. Tsai, J. and Y.P. Chen, J. of Fluid Phase Equilibria, Vol. 145, pp. 193-215, 1998.
6. Ahlers, J. and J. Gmehling, J. of Fluid Phase Equilibria, Vol. 191, pp. 177-188, 2001.
7. Lin, H. and Y.Y. Duan, J. of Fluid Phase Equilibria, Vol. 233, pp. 194-203, 2005.
8. Ji, W.R. and D.A. Lempe,J. of Fluid Phase Equilibria, Vol. 130, pp. 49-63, 1997.
9. Pfohl, O., J. of Fluid Phase Equilibria, Vol. 163, pp. 157-159, 1999.
10. Frey, F., Augustine, C., Ciccolini, R.P., Paap, S., Modell, M., and J. Tester, , J. of Fluid Phase Equilibria, Vol. 260, pp. 316-325, 2007.
11. Frey, F., Modell, M., and J. Tester, J. of Fluid Phase Equilibria, Vol. 279, pp. 56-63, 2009.
12. Hankinson, R. W., Thomson, G. H., AIChE J., Vol. 25, no. 4, pp. 653-663, 1979.
13. Spancer, C. F., and Danner, R. P., J. Chem. Eng. Data, vol. 17, no. 2, pp. 236-241, 1972.
14. Rackett, H. G., J. Chem. Eng. Data, vol. 15, No. 4, pp. 514-517, 1970.
15. Nasrifar, Kh. and Moshfeghian, M., Fluid Phase equilibria Vol. 153, 231-242, 1998.
16. Nasrifar, Kh. and M. Moshfeghian, J. of Fluid Phase Equilibria, Vol. 158-160, pp. 437-445, 1998.
17. Vargaftik, N.B., Handbook of Physical Properties of Liquids and Gases (Pure Substances and Mixtures), 2^nd ed., English Translation, Hemisphere Publication, 1975.

BTEX significa benceno, tolueno, etilbenceno y xileno, un grupo de compuestos que también pertenecen a una categoría mas amplia de Contaminantes Dañinos al Aire (HAP’s). El Beneceno es un cancerígeno reconocido, que igual se ha determinado causa trastornos sanguíneos, mas impactos al sistema central nervioso, y el sistema reproductivo. El Tolueno puede impactar el sistema reproductivo, y sistema central nervioso. Etilbenceno, y Xileno pueden tener efectos respiratorios, y neurológicos [1]. El BTEX se encuentra en las corrientes de gas natural, y se ve absorbido en las unidades de deshidratación por glicol, así como unidades de endulzamiento por aminas.

En los Estados Unidos emisiones HAP de las unidades de deshidratación con glicol, se regulan bajo el CFR, Parte 63, Subparte HH. Unidades de Glicol procesando mas que 3 MMscfd (0.85 106 Sm3 por diá), y conteniendo emisiones mayores a los 900 kgs. por año (1 ton por año) se les requieren el control de las emisiones HAP.

Este problema es unos que requiere atención cuidadosa en la fase de diseño. El propósito de este Previo del Mes , (PDM) es discutir los factores primarios afectando la absorción de los compuestos BTEX en los sistemas de deshidratación con glicol.

En el servicio de deshidratación, el Trietilén Glicol (TEG) absorbe cantidades limitadas del BTEX provenientes del gas. Basado en la data de la referencia [2], los niveles predichos de los componentes BTEX varía entre el 5-10% para el benceno, a un 20-30% para el etilbenceno y xileno. La Figura 18.18 en la referencia [2] indica los porcentajes aproximados de los compuestos BTEX como función del gasto de circulación del TEG, y temperatura del contactor a 6895 kPa (1000 lpca). La absorción se ve favorecida a temperaturas menores, presión mayor, e incremento de la concentración y gasto del TEG.

La mayor parte de los HAPs absorbidos serán venteados con el vapor de agua en el tope del regenerador. Las estrategias más comunes para la mitigación de las emisiones se ven en:
1) Condensar los vapores del tope del regenerador en un condensador parcial, y efectuar la combustión de los vapores remanentes. Estos vapores no condensados típicamente se dirigen a un incinerador, o si se usa un rehervidor de fuego directo, se incluye con el gas combustible de éste. Los hidrocarburos líquidos re recolectan y son dispuestos mediante un mezclado con un crudo o corriente de condensado.
2) Dirigir los vapores de descarga del regenerador a otra corriente de proceso de la facilidad. Ésta es típicamente una de baja presión tal como un vapor de equilibrio de la última etapa de una corriente de crudo o condensado proveniente de un sistema de estabilización.

En este PDM revisitaremos la Figura 18.18 de la referencia [2] la cual estima la absorción de los BTEX en los sistemas de deshidratación de glicol aplicando la data de equilibrio de vapor y líquido reportado en el Informe de Investigación del Gas Processors Association Research Report 131 (GPA RR 131) [3]. El objetivo de este PDM es reproducir diagramas similares que abarquen rangos mayores de presión y temperatura.

Primero verificamos la certeza del ProMax [4] y la ecuación de estado Peng Robinson [5] (PR EOS) del mismo conjunto de simulación para generar la data requerida. Finalmente, para agilizar el uso de dicha información los resultados generados se presentan en forma gráfica.

Verificación del Modelo Termodinámico:

Se efectuaron una serie de cómputos de equilibrio instantáneo (flash) se efectuaron para las presiones, temperaturas, y composición del gas sintético. Las mezclas tuvieron rangos de 20 a 1000 lpca (138 a 6895 kPa), y las temperaturas de rango entre 77 a 400°F (25 a 204°C). Estos rangos cubren las condiciones operativas normales del contactor, tanque de despojo, y regenerador en una planta de deshidratación por TEG. Las composiciones de las fases de de líquido (x) y vapor (y) de los cuatro componentes del BTEX se comparan con los valores experimentales y presentados en la Figura 1.

Figura 1. Comparación de los valores de las fracciones molares BTEX calculados por el ProMax, con los valores experimentales reportados por el GPA RR 131.

Resultados y Discusión:

Para el propósito de esta discusión, fue simulada una columna contactora con tres etapas teóricas y con la composición de alimentación indicada en la Tabla 1. La concentración de la corriente pobre del TEG fue 99.0 % de peso, y se asumió que la temperatura del TEG se establecía 5°F (2.8°C) por encima de la corriente alimentadora. Este gas de alimentación se encontraba saturado con agua a las condiciones de entrada. Para cada presión y temperatura del contactor, la relación de circulación TEG fue variada entre 1 a 7 galones US de TEG / lbm de agua removida (8.3 a 58.4 litros of TEG/kg de agua removido).

Tres temperaturas y tres presiones, cubriendo los rangos operativos típicos fueron estudiados. Las Figuras 2 al 5 presentan los resultados de simulación aplicando el ProMax. La absorción de los compuestos BTEX se grafica como función de temperatura, presión, y gasto de glicol.

Tabla 1. Composición del gas de Alimentación en base seca.

Figura 2. Absorción del benceno como función de temperatura, presión, y tasa de circulación.

En la Figura 2, la absorción del benceno se grafica como función de la relación de circulación (volumen líquido por volumen estándar del gas) para dos temperaturas (77 y 122 °F o 25 y 50 °C) mas dos presiones (500 y 1000 lpca o 3447 y 6895 kPa). La absorción incrementa con disminución de temperatura y aumento de la relación de circulación. El efecto de la presión sobre la absorción es mínima per se ve mar pronunciada a 500 lpca que a 100 lpca. La razón de mayor probabilidad para ello es que a presiones menores, el contenido de agua del gas de alimentación es mayor, y efecto del calor de absorción aumenta la temperatura de descarga, lo cual, a su vez disminuye la solubilidad del benceno en el TEG. Este efecto no será tan significativo a presiones mayores.

En el proceso de deshidratación, la unidad común para la relación de circulación se expresa en galones de TEG por libra de agua removida (litros de TEG por kg de agua removida). En las Figuras 3,4 y 5 las relaciones de circulación de las coordenadas x fueron cambiadas a estas unidades.

Las Figuras 3 al 5 pueden ser aplicadas para estimar la absorción de los compuestos BTEX en un sistema de deshidratación de glicol a una presión, temperatura, y tasa de circulación.

Datos experimentales de solubilidad para los compuestos BTEX en el TEG a presiones mayores que 1000 lpca (6895 kPa) no se presentan en la literatura. La Figura 5, que presenta la absorción de los BTEX a 1500 lpca (10344 kPa) no han sido validadas con data experimental. En adición, 1500 lpca (10344 kPa) es mayor que la cricondenbara del gas de alimentación aplicado en este estudio, y por ende cae dentro de la región de la fase densa. El comportamiento de la solubilidad de los componentes diluidos de vapor en solventes tales como el TEG pueden ser significativamente distintos en la fase densa; de manera que se debe ejercer cautela en la extrapolación estas correlaciones a mayor que 1000 lpca (6895 kPa).

Figura 3A. Absorción del benceno y tolueno en el TEG a 500 lpca (3447 kPa)

Figura 3B. Absorción del etilbenceno y o-xileno en el TEG a 500 lpca (3447 kPa)

Figura 4A. Absorción del benceno y tolueno en el TEG a 1000 lpca (6895 kPa)

Figura 4B. Absorción del etilbenceno y o-xileno en el TEG a 1000 lpca (6895 kPa)

Figura 5A. Absorción del benecno y toluene en el TEG a 1500 lpca (10342 kPa)

Figura 5B. Absorción del etilbenceno y o-xileno en el TEG a 1500 lpca (10342 kPa)

La Figura 6 indica el efecto de la presión sobre la absorción de cada componente BTEX a 95°F (35°C) con 0.2 US GPM TEG/MMPCSD del gas (1.6 m3/h TEG/106 Sm3/d del gas).

Comparación con el conjunto de computación (software) GRI-GLYCalc:

GRI-GLYCalc [6] es un conjunto de computación (software) fácil-de-usar que se utiliza extensamente por operadores para la estimación de las emisiones BTEX de las unidades de glicol. Éste es aceptado por la mayoría de las autoridades regulatorias. La Tabla 2 indica los resultados ProMax en este trabajo comparado con el GLYCalc para cada componente de los BTEX a tres condiciones operativas distintas.

Previo del Mes Procesamiento del Gas Junio 2011

Conclusiones:

Como es mostrado por la Figura 1, PR EDE (EOS) puede ser aplicada para estimar le EDP (VLE) de los compuestos BTEX en los sistemas de glicol.
En revisión de las Figuras 2 al 5, el lector puede concluir que la absorción de los compuesto BTEX disminuye mientras:
1. Aumenta la Temperatura
2. La Relación de Circulación disminuye.

Para las presiones entre 500 (3450 kPa) y 1000 psia (6895 kPa), el efecto de la presión sobre la absorción BTEX no es sustancial.

Desde un punto de vista operacional, minimizar la relación de circulación es la manera de mayor efectividad para disminuir la absorción de los compuestos BTEX. Esto igual minimiza la carga del rehervidor, y tamaño del patín de regeneración. Relaciones de circulación menores requieren mayores etapas teóricas en el contactor para cumplir las especificaciones de contenido de vapor de agua de descarga, pero el costo adicional de un contacto de mayor altura se compensa comúnmente por los ahorros en el conjunto de regeneración. Se debe ejercer cuidado en que la tasa de circulación sea lo suficiente para asegurar la distribución adecuada sobre el empaque. Vendedores de los empaques pueden proveer las guías sobre estas tasas de circulación.

En conclusión, se debe notar que en la operación de una unidad de deshidratación con glicol, el resultado final deseado es cumplir con las especificaciones del vapor de agua en el gas de descarga. e.i. 7 lbs H2O/MMPCSD (111 kg/106 Sm3). Cuando se aplican los gráficos en este PDM, distintos puntos operativos (T, P, y relación de circulación) producirán distintos contenidos de agua en la descarga. Asegúrense que los indicadores operativos que se aplican para el estimado de la absorción de los BTEX pueden también cumplir con sus condiciones de contenido de agua en la descarga.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a los eventos de la John M. Campbell ; G4 (Gas Conditioning and Processing) and G5 (Gas Conditioning and Processing-Special).

La consultoría John M. Campbell (JMCC) puede proveer conocimientos termodinámicos en los proyectos de procesamiento de gas para asegurar que el modelo de proceso desarrollado es lo más certero posible. Para mayor información sobre los servicios ofrecidos por la Campbell, visite nuestra dirección en la Red al www.jmcampbellconsulting.com

By Mahmood Moshfeghian and Robert A Hubbard
Traducido al Español por: Frank E. Ashford

Figura 6. Impacto de la presión sobre la absorción BTEX a 95 F (35 C) y 0.2 US GPM TEG/MMSCFD de gas (1.6 m3/h TEG/106 Sm3/d de gas)

Tabla 2. Comparación de la absorción de los BTEX entre el GRI-GLYCalc y el ProMax a 1000 lpca (6,895 kPa), 99.0 % Peso TEG pobre, and 3 etapas teóricas

* galones de TEG/lbm de agua removida (litros TEG/kg agua removida)

Reference:
1. http://www.earthworksaction.org/BTEX.cfm, 2011.
2. Campbell, J. M. “Gas conditioning and processing, Volume 2: The Equipment Modules,” John M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, USA, 2001.
3. Ng, H. J., Chen, C. J., and Robinson, D.B.: RR-131, “The Solubility of Selected Aromatic Hydrocarbons in Triethylene Glycol,” Gas Processors Association (Dec. 1991).
4. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2011.
5. Peng, D. Y., and Robinson, D. B., Ind. Eng. Chem. Fundam., Vol. 15, p. 59, 1976.
6. GRI-GLYCalc 4.0, Gas Research Institute, Des Planes, Illinois, 2000

Se practican comúnmente tres métodos para la prevención de la formación de hidratos en los ductos, y facilidades de producción. Estos son:

1. Mantener la T, y P del sistema fuera de la región de formación de hidratos.
2. Deshidratar el gas para remover el vapor de agua.
3. Inhibir la formación de los hidratos con inhibidores químicos.

La opción 3 se usa comúnmente cuando es impráctico o no económico la instalación de las facilidades de deshidratación, típicamente logrado con el glicol.

Existen una serie de químicas aplicables para la inhibición de los hidratos, pero estos generalmente se ubican dentro de dos tipos: inhibidores de equilibrio (a veces llamados termodinámicos), o cinéticos. Los de equilibrio reducen el estado de equilibrio del punto de formación de hidratos, e incluyen químicas polares tales como los alcoholes, glicoles, y sales. Inhibidores químicos (comúnmente identificados como los inhibidores de baja dosificación, LDHIs) no cambian la condición de equilibrio de los hidratos pero en vez modifican la tasa a la cual se forman los hidratos, o la habilidad de los cristales para aglomerarse en un tapón que pudiése obstaculizar el flujo. Estos no serán discutidos en este artículo, y mayor detalle se podrá obtener de los previos del mes de Junio y Julio.

Los inhibidores de uso más común usados en los sectores  aguas arriba, y los de mediana ubicación en la industria del petróleo y gas son: monoetilen o dietilen glicol ( MEG, o DEG), y el metanol. En general, los glicoles se usan comúnmente en sistemas que requieren la inhibición continua. Típicamente, el glicol se recupera, regenera, y es recirculado. Metanol se aplican con mayor frecuencia en los sistemas que no requieren inhibición continua, e.i. sistemas que solo requieren inhibición durante estaciones frías, o en ocasiones de alteración en el proceso. Adicionalmente, el metanol no se recupera para su uso seguido. Esto se debe a la dificultad de separación del metanol del agua. Obviamente existen excepciones a esta regla, ya que el metanol se aplican como inhibidor continuo en algunas instalaciones costa afuera, y en algunas facilidades de procesamiento del gas. Otra desventaja significativa del metanol relativo al glicol, son las altas pérdidas del metanol a las fases de liquido y vapor.

El propósito de este artículo es de revisar la data VLE (EF) para los sistemas metanol-hidrocarburos, y presentar correlaciones que se puedan utilizar para estimar las pérdidas de metanol a la fase de vapor.

La tasa total de inyección requerida para inhibir la formación de hidratos es la suma del inhibidor en la fase acuosa (agua) mas el inhibidor en la fase de vapor y el mismo en la fase líquida, si esta existe.

Como explicado en el Capítulo 6, Volumen 1 de la Referencia [1], las ecuaciones Hammerschmidt [2], Nielsen, y Bucklin [3], o Maddox, et al. [4] pueden aplicarse para estimar el porcentaje de peso del metanol o glicol en las soluciones ricas (fase acuosa) requerida para inhibir la formación de hidratos. La tasa actual de inyección del inhibidor para satisfacer la concentración del mismo en la fase acuosa se determina por balance de masas y es función de la cantidad de agua a ser inhibida, asi como la concentración del inhibidor pobre.

La Figura 6.20 en la página 191 de la referencia [1] proporciona estimados confiables para las pérdidas por vaporización a presiones mejor que aproximadamente 4830 kPa (700 lpca), y concentraciones de metanol en la fase acuosa menor que unos 40%. A presiones mas altas las pérdidas de metanol a l fase de vapor pueden ser significativamente mayores que lo indicado en la Figura 6.20, particularmente en concentraciones altas para el metanol.

En este previo del mes (PDM), revisitaremos la Figura 6.20 de la referencia [1] que indica las pérdidas de metanol a la fase de vapor empleando datos experimentales de equilibrio vapor – líquido reportados en la Boletín de Investigación 117 (GPA RR 117) de la Asociación de Procesadores de Gas. El objetivo de este PDM es reproducir el mismo diagrama cubriendo mayores rangos de presión, temperatura, y porcentaje de peso del metanol en la fase acuosa. Primero demostraremos la certeza del ProMax [6], y luego la versión polar de la ecución de estado Peng Robinson [7] del mismo conjunto de programas de computación (software) para generar la data requerida. Finalmente, para la facilidad de uso los resultados se presentan en forma gráfica.

Resultados y Discusión:

La GPA && 117 presenta composiciones experimentales del equilibrio de fases para los sistemas conteniendo n-heptano, metano, metilciclohexano (MCH), y etano-tolueno en presencia de metanol en concentraciones de 35 , y 70 % de peso con metanol. Las condiciones experimentales para esta data se presentan en la Tabla 1. Para poder evaluar la certeza del sistema de computación ProMax en estos sistemas, hemos pronosticado la razón de concentración del vapor a liquido en términos de lbm de metanol por MMPCS/(% de peso del metanol en la fase acuosa) o kg de metanol por 10⁶ m³std/(% de peso del metanol en la fase acuosa). Los resultados de esta comparación se muestran en la Tabla 1. Las mismas composiciones se indican en forma grafica en las Figuras 1, y 2.

La Tabla 1 indica que el porcentaje absoluto de desviación para los 18 casos probados es aproximadamente 15% con una máxima desviación de 23%. Considerando el hecho que la data experimental posee algún error inherente y con algo de esparcimiento de ésta, la certeza de ProMax es razonablemente buena para la determinación de las pérdidas de metanol en la fase gaseosa.

Tabla 1. Certeza del ProMax para el cómputo de las pérdidas de metanol a la fase de vapor

1. Metano-n-Heptano-Metano-Agua
2. Metano-Metilciclohexano-Metanol-Agua
3. Metano-Tolueno-Metano-Agua

1. (lbm de methanol por MMPCS/(%Peso methanol en fase acuosa)
2. (kg de metanol por 10⁶ m³std/(% de Peso del metanol en la fase acuosa)

Figura 1. Comparación de las pérdidas pronosticadas del metanol a la fase de vapor con el ProMax y los valores reportados en el GPA RR 117.

Figura 1 (SI). Comparación de las perdidas de metanol previstas a la fase de vapor por ProMax con los datos experimentales reportados en el GPA RR 117.

Figura 2. Comparación de los datos pronosticados de pérdida de metanol a la fase de vapor por ProMax con datos experimentales reportados en el GPA RR 117.

Figura 2 (SI). Comparación de los datos pronosticados de pérdida de metanol a la fase de vapor por ProMax con datos experimentales reportados en el GPA RR 117.

La Figura 3 presenta el efecto de presión y temperatura sobre las pérdidas de metanol a la fase de vapor. Este diagrama es generado para una mezcla con composición total de 33.6 mol% de metano, 22.42 mol% n-heptano, 24.95 Mol% metanol, y 19 mol % agua. Un computo tri-fásico de la mezcla produce, a varias presiones y temperaturas,  una fase de vapor de aproximadamente 98% metano, y una fase acuosa conteniendo aproximadamente 70 porciento de peso de metanol. Un diagrama similar fue generado para otra mezcla de composición de 29.43 mol% metano, 19.62 mol%, n-heptano, 11.86 Mol% metanol, and 39.09 mol % agua. La mezcla posterior produce una fase acuosa conteniendo un 35% de peso de metanol. Las pérdidas correspondientes de metanol  para estas dos muestras fueron cercanas.

Figura 3. Variación de las pérdidas de metanol a la fase de vapor con presión y temperatura sobre el metanol de concentración de hasta 70 % metanol en fase acuosa

Figura 3 (SI). Variación de las pérdidas de metanol a la fase de vapor con presión y temperatura sobre el metanol de concentración de hasta 70 % metanol en fase acuosa

Conclusión:

Como mostrado en la Tabla 1, y las Figuras 1, y 2,  la data experimental limitada del GPA RR 117 indica ProMax puede ser utilizado para estimar las pérdidas de metanol a la fase de vapor. De manera que esta programación de computación fue aplicada para reproducir la Figura 6.20 en la referencia 1, y presentada acá en la Figura 3. Esta figura abarca rangos mayores de presión, temperatura, y porcentaje de peso de metanol ( hasta 70% de peso). Aunque la pérdida de metanol a la fase de vapor indicada en la coordinada – x de la Figura 3 depende de la composición del gas, el efecto de la composición es mínima y puede ser despreciable para los propósitos de planificación y cómputos de facilidades.

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a los eventos de la John M. Campbell ; G4 (Gas Conditioning and Processing) and G5 (Gas Conditioning and Processing-Special).

La consultoría John M. Campbell (JMCC)puede proveer conocimientos termodinámicos para los proyectos de procesamiento de gas para asegurar que el modelo de proceso desarrollado es lo más certero posible. Con los consultores de mayor solicitación en la industria del petróleo y gas, la JMCC suministra su primera selección para los servicios de consultoría para los clientes selectos. Para mayor información sobre los servicios ofrecidos por la Campbell, visite nuestra dirección en la Red al www.jmcampbellconsulting.com

By Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Campbell, J. M. “Gas conditioning and processing, Volume 1: Fundamentals,” John M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, USA, 2001.
2. Hammerschmidt, E. G., Ind. Engr. Chem., Vol. 26 (1934), p. 851.
3. Nielsen, R. B. and R. W. Bucklin, “Why not use methanol for hydrate control?,” Hyd. Proc., Vol. 62, No. 4 (Apr. 1983), p. 71
4. Maddox, R.N., M. Moshfeghian, C. H. Tu, A. Shariat, and A. J. Flying “Predicting Hydrate Temperature at High Inhibitor Concentration,” Proceeding of Laurence Reid Gas Conditioning Conference, March 4 – 6, 1991.
5. Ng, H. J., Chen, C. J., and D. B. Robinson, D.B.; RR-117, “The Solubility of Methanol or Glycol in Water – Hydrocarbon Systems,” Gas Processors Association (Mar. 1988).
6. ProMax 3.1, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2010.
7. Peng, D. Y., and Robinson, D. B., Ind. Eng. Chem. Fundam., Vol. 15, p. 59, 1976.

En este Previo del Mes, exploraremos como la competencia de seguridad de procesos puede ser identificada y desarrollada aplicando un modelo sencillo como guía.

Este PDM es el trabajo cuyo autor es el Instructor/Consultor de la JMC Clyde Young para una presentación de cartelera en el Center for Chemical Process Safety (CCPS) 7th Global Congress on Process Safety in March, 2011.

Comprométese a la Seguridad de Procesos es el primer pilar citado en la  “Guidelines for Risk Based Process Safety Management”, publicado por el Centro para Seguridad de Procesos (Chemical Process Safety) CCPS).

Competencia Definida

Competencia es una palabra que se usa con frecuencia por los departamentos de recursos humanos,  departamentos de capacitación, y hasta las agencias gubernamentales. Muchas organizaciones poseen extensos recursos para la identificación y documentación de los niveles de competencia. En ocasiones se le refiere a  esta documentación  como los mapas de de competencia que describen las destrezas requeridas para los niveles específicos de destreza o competencia. En general estos niveles de destreza incluyen conocimiento básico, aplicación fundamental, aplicación avanzada, y competencia amaestrada. Programas y cursos de capacitación usualmente otorgan competencias al nivel de conocimiento básico, y aplicación fundamental, pero se requiere experiencia trabajo y tiempo en un puesto para adquirir niveles de mayor competencia. Adquiriendo el nivel de maestría en la competencia de una destreza puede llevar años de trabajo y logros académicos.

Para lograr ser un profesional amplio en la industria del petróleo y gas, independiente del puesto de la especialidad en que labora la persona, requiere variaciones en los grado de competencias en muchas distintas áreas de destrezas. Para obtener competencias de mayor nivel es un proceso continuo de capacitación, y logros en el trabajo, a veces bajo la dirección de un mentor, o guía.

Retos en el Lugar de Trabajo

El plantel de trabajo en la industria del petróleo y gas se torna de mayor y menor edades. La distribución demográfica indica que un gran número de trabajadores se jubilarán pronto y otro número amplio de trabajadores jóvenes serán empleados para reemplazarlos. Existe y continuará la existencia por un tiempo considerable una brecha importante en los conocimientos que solo podrá ser parcialmente reducida mediante la capacitación.

Empleados jóvenes, de menor experiencia pueden ser entrenados hasta cierto nivel de competencia. Ejerciendo tareas asignadas bajo dirección de un mentor indicado para ayudarlos a lograr mayores niveles de competencia, los hará más productivos y valiosos para la organización. Con la brecha en edades que existe en nuestra industria, se les solicita más a menudo a estos empleados de mayor experiencia ejercer los trabajos técnicos que exigen mayores competencias que presentan las personas de menor experiencia. Esto indica que poseen menor tiempo para lograr posición de mentor, o de dirigir los empleados de menor edad, y éstos a veces se ven independizados en las tareas de ampliar sus competencias. Para algunas aplicaciones, esto puede ser que no presente problema mayor. Existe la posibilidad de exposición a un mayor nivel de riesgo en el lugar de trabajo, especialmente cuando se trata de la seguridad de procesos.

Desarrollo del personal dentro de la profesión de seguridad de procesos requiere destrezas y niveles que no son fáciles de obtener. Personal trabajando en otras áreas de experiencia a veces llamadas disciplinas, con toda seguridad requerirán  competencias en la seguridad de procesos en los niveles apropiados para poder identificar y manejar el riesgo asociado con los procesos que se operan en nuestra industria.

El poder describir como y porque una persona logra competencias necesarias puede ser dificultoso Seleccionar competencias aplicables de los mapas o herramientas es a veces confuso. Entender la relación entre todas las destrezas requeridas es vital para el desarrollo del personal en la función de seguridad. Quizás, un gráfico sencillo aporte ayuda.

Pirámide de las Competencias

La pirámide ilustrada representa una progresión para la competencia en la seguridad de procesos. A través de la progresión, una persona podrá decidir especializarse en ciertas áreas. Esto no significa que otras destrezas deben se obviadas, solo que deben ser desarrolladas a su nivel apropiado. Especialistas exigirán aplicaciones adiestradas, y en algunos casos maestría en las competencias para lograr la aplicación proficiente.  Todos en una organización requieren como mínimo un nivel de entendimiento básico, o competencias mayores en todos los elementos de la pirámide para que puedan, al estar enfrentados con una situación anormal, tomar la acción apropiada.

Construyendo una base

Consideren una persona recientemente empleado por una empresa. El recién empleado debe recibir entrenamiento y aplicarlo a todas las políticas y procedimientos que existen para trabajar con dicha empresa. Es asunto crítico que una persona conozca  cierta información, tal como: cuando presentarse al trabajo, quien es su supervisor, como completar su tarjeta de tiempo en forma correcta, como completar la planilla de reclamo de seguros, como ubicarse dentro del sistema de riesgo de la organización, como trabajar en equipos, cual es la cantidad de riesgo que su empres se dispone a aceptar, y finalmente como exhibir sus pericias de liderazgo. Recién empleados quienes luchan con los procedimientos del día a día en  trabajar para una organización no proveerán ningún valor y eventualmente renuncian. (Véase Política de Empresa de la pirámide)

La capacitación y orientación requerida para que un recién empleado logre ser adiestrado en todos los aspectos incluidos en la base de la pirámide pueden ser otorgados de varias maneras. Orientación formalizada en la capacitación, y dirección suministrada por un mentor representan algunos de los métodos efectivos, pero generalmente una persona adquiere ser proficiente en este aspecto trabajando por un tiempo, así adquiriendo los conocimientos al ser éstos presentados.

Definir normal

El petróleo y gas son hidrocarburos. Para poder efectuar el trabajo técnico en la industria. Las personas requieren un cierto nivel de competencia acerca de las propiedades físicas de los hidrocarburos. Esto incluye con se comportan a distintas presiones, temperaturas, y gastos. Los productos de los hidrocarburos se queman y desprenden energía a distintas presiones y temperaturas. Existe un cierto nivel de riesgo asociado con estos hidrocarburos, y gerenciar el mismo requiere que todo el personal obtenga un nivel de competencia en el trabajo asociado con los hidrocarburos el cual es acorde con la tarea. (Véase Propiedades de los Hidrocarburos de la Pirámide)

Trabajar con los hidrocarburos requiere de equipos. Estos incluyen sistemas de grifería y sus componentes, bombas, compresores, turbinas, columnas, intercambiadores de calor, lazos de control, y cientos de otras aplicaciones. El personal debe comprender que la reducción del riesgo asociado con el trabajo citado, los equipos coincidentes para la aplicación deben ser los seleccionados. Existe también un cierto riesgo asociado con las bombas centrífugas que son distintas a los riesgos asociados con las bombas de desplazamiento positivo. Ahora considere los tipos de trabajos asociados con estos equipos y los niveles de competencia requeridos para cumplir estas tareas. Los Ingenieros pueden requerir un nivel extendido de competencia en la pericia para poder seleccionar el equipo aplicable para la aplicación. Un nivel de competencia fundamental puede que sea suficiente para el personal de operaciones, y un empleado ejerciendo mantenimiento puede que requiera un nivel de maestría, dependiendo de la complejidad del equipo, y el trabajo a ser cumplido. (Véase Nivel de Equipos de la Pirámide)

Todos los procesos dentro de la industria del petróleo y gas se integran por equipos, diseñados para contener, trasladar, y procesar la materia prima. La composición de ésta, y el producto deseado determina el proceso que debería ser implantado. Esto pudiése incluir la deshidratación para remover el agua, separación y estabilización, o fraccionamiento para separar los componentes del líquido del gas natural. Adicional a los procesos principales, varias funciones de utilidades existirán en una facilidad para proveer aire, combustible, y electricidad acorde con las especificaciones indicadas. (Véase Nivel de Procesos de la Pirámide)

Uno de los principios claves básicos del petróleo y gas es que estos consisten de múltiples componentes los cuales pueden ser procesados y vendidos. Esto se logra controlando el gasto, temperatura, y presión dentro del equipo seleccionado, los cuales integran los procesos. Para lograr esto con seguridad y eficiencia, la selección de parámetros operacionales normales, el equipo debe ser instalado y mantenido acorde con las mejores prácticas de la industria. Por cuanto existen sucesos imprevistos asociados con los hidrocarburos es crucial que los productos sean manejados dentro del equipamiento del proceso.

Todos  los procesos que manejan los hidrocarburos se diseñan en un contorno único. Se instalan equipos específicos para integrar un proceso con parámetros específicos de flujo, presión, y temperatura. La seguridad del proceso arranca con la definición de lo que debe ser normal. Las operaciones y nivel de mantenimiento de la pirámide definen como una organización mantiene un proceso dentro de lo normal. (Véase Nivel de Operaciones y Mantenimiento de la Pirámide)

¿Que podría mal ejecutarse?

Considere la definición del riesgo definido en “Guidelines for Risk Based Process Safety Management”, “Guías Para la Gerencia del Riesgo Basado en los Procesos” publicado por el Centro para la Seguridad en los Procesos (CCPS).

Hasta este punto en la pirámide de competencias, una buena base se construye para cualquier persona trabajando en la industria del petróleo y gas. Así como se requiere una fundación firme para construir una pirámide, una buena fundación se requiere para preparar cualquier persona trabajando en el área de seguridad de procesos para identificar y mitigar los riesgos. Las organizaciones esperan de su personal la capacidad para identificar un peligro y luego desarrollar una estrategia así reduciendo el riesgo asociado con este peligro, peor en muchas ocasiones el personal no reune las competencias básicas para identificar un peligro, y mucho menos reducir el riesgo. Este es el razonamiento detrás de la pirámide de competencias y el concepto que ciertos niveles exigen antes de poder dirigirse al riesgo.

Existen dos tipos de peligros a identificarse bajo el concepto de: ¿Que pudíese fallar? Estos son peligros del proceso, y peligros personales. Mientras que generalmente se acuerda  que las incidencias de lesiones personales no necesariamente se correlacionan con la seguridad del proceso, existen factores asociados con la seguridad personal que no se extienden a la seguridad de procesos. Lo más crítico es la identificación de los riesgos personales mientras se efectúa una tarea rutinaria. La experiencia ha demostrado que el personal exhibe tendencias a enfocarse en los riesgos personales cuando elaboran un análisis de riesgos del trabajo, y fallan en identificar potenciales riesgos del proceso que podrían resultar en una lesión. Esta es la razón por la cual la fundación de la pirámide es importante para todo el personal.

La identificación de los riesgos del proceso es usualmente formulado con una metodología establecida, tal como el estudio de la operabilidad y riesgo (HAZOP), análisis de enlaces operacionales, o una lista de ¿que pasa si?. Pero cada una de estas metodologías requiere que un equipo competente lleve a cabo este análisis. Es improbable que los riesgos asociados con un proceso puedan ser identificados con (¿Que podría fallar?) si el equipo no asimila mayores niveles de competencias asociadas con la base de la pirámide. (Véase nivel de Riesgos de la pirámide)

¿Que es lo peor que podría suceder?

La próxima pregunta en la identificación del riesgo es ¿que es lo peor que podría suceder? El próximo nivel de análisis de competencias de la pirámide se asocia con ello. Es relativamente sencillo calcular esto una vez que se determine lo que pudiése resultar con error. Existen formulas disponibles para evaluar de que tamaño sería un incendio, la distancia asociada con las explosiones, y cual sería la observación de  una nube tóxica. En algunos casos, estas son destrezas de especialidades y requieren de mayores niveles de competencia. Podría ser suficiente para la mayoría de los profesionales de la seguridad en los procesos conocer que se disponen de esta selección de herramientas, y destrezas y de algún conocimiento sobre como se aplican.  El personal en todas las disciplinas debe poseer algún conocimiento elemental de que el análisis ha sido elaborado y cuales son los resultados.  Estos análisis se unen directamente al nivel de respuesta de emergencia para los propósitos de planificación. (Véase nivel de Análisis de la pirámide)

Redefinir Normal

Jamás se ve apropiado identificar un peligro sin poder tomar acciones para eliminar o mitigar el mismo. El próximo nivel en la pirámide se dirige las competencias relacionadas con la selección, dimensionamiento, e instalación de los niveles apropiados de protección para eliminar el peligro o reducir las consecuencias del peligro. Un profesional en la seguridad de los procesos puede escoger de una selección de garantías manteniendo el criterio de jerarquización de los controles en mente. Cada uno de los controles en dicha jerarquía, los de ingeniería primero, luego los administrativos, y finalmente los de equipos de protección personal, requerirán niveles específicos de competencia para asegurar que se seleccionen  controles apropiados. Ejemplos incluyen las válvulas de seguridad de presión (PSV), sistemas de cierre de emergencia (ESD), muros de contención de estallidos, muros contra fuegos, sistemas de depuración para los materiales tóxicos, y algo tan sencillo así como el equipo de espaciamiento. (Véase Nivel de Mitigación de la Pirámide)

El próximo nivel del a pirámide considera aquella competencias que se identifican con un plan para las instancias  de emergencia. Es difícil planificar para las emergencias si no se entiende lo que podría crear nocividad y la intensidad de ésta. Por esta razón los otros niveles de la pirámide deben considerarse antes de la planificación para las emergencias. (Véase Nivel de Respuestas de Emergencia de la pirámide)

¿Con que frecuencia podría ocurrir?

La competencia de investigación de los incidentes ayuda la aclaratoria de la tercera pregunta en cuanto a la definición de riesgo, “¿Con que frecuencia pudiése ocurrir?”. Investigando los incidentes y los conatos de los mismos acorde con los procedimientos establecidos, se recoge la data que puede ser utilizada para la identificación de las tendencias, y desviaciones de lo normal. Si estas tendencias y desviaciones se identifican con consistencia, se reduce el riesgo. Si se descubre que las brechas en las competencias contribuye a los incidentes, las destrezas en la región inferior de la pirámide pueden ser desarrolladas para reducir la posibilidad de un incidente catastrófico. (Véase nivel de Investigación de Incidentes de la pirámide)

Actividades día a día

A nivel del tope de la pirámide de competencias, un profesional de la seguridad en los procesos debe ahora poseer las destrezas requeridas para manejar todas las actividades asociadas con la seguridad de procesos en una organización. La Gerencia del cambio es un elemento ejemplar del sistema total de gerencia el cual exhibe la inter relación entro los elementos, y la importancia que se ve para que le personal obtenga los niveles apropiados en todos los aspectos de la seguridad de procesos. (Véase Gerencia en el Manejo de la Seguridad de Procesos de la pirámide)

Si la seguridad en los procesos define y mantiene éste dentro de los parámetros normales, todo el personal dentro de la organización debe poseer los niveles apropiados de las competencias para poder trabajar dentro del sistema que ha sido desarrollado. Se seleccionarán las Contratistas, se le darán inicio a los procesos modificados, y la gerencia se encargará del monitoreo dentro del sistema para asegurar que el riesgo haya sido reducido a un nivel lo razonablemente práctico.

Muchas organizaciones han iniciado la brecha de competencia que se establece mientas que envejece, y se emplean personal de menor experiencia. Los picos y bajos en la industria del petróleo y gas se han observado durante años. Dentro de las mayorías de las facilidades, se identifican varios individuos claves. Estos son generalmente mayores, y de mayor experiencia. Los mismos son los tienen capacidad para detectar un problema, identificar su causa, y luego implantar acción para su rectificación. Este es el nivel de competencia que todos en la organización deben perseguir. Sin embargo, esto lleva tiempo y experiencia. La Gerencia tiene la responsabilidad para aportar los recursos apropiados para el logro de esta acción

Cumbre

La cumbre de la pirámide representa un “apagafuegos” (troubleshooter). Esta posición requiere un número significativo de destrezas, a niveles variados de competencias para poder lograr el diseño de un sistema efectivo de gerencia de sistemas, capaz de identificar deficiencias en éste cuando se implanta una auditoría, y aportar las recomendaciones apropiadas para dirigirse a éstas deficiencias. Un proceso efectivo para la gerencia de seguridad en los procesos debe ser equilibrado de acuerdo a los recursos disponibles.  Un “analista de errores” en la seguridad de los procesos tendrá las destrezas y experiencia no solo para identificar las desviaciones de los requerimientos normales del sistema. Éste también tendrá la capacidad para determinar la manera de mayor efectividad para lograr el retorno del sistema a lo normal. (Véase nivel TRB de la pirámide)

A veces se ve dificultoso para el personal la identificación de las brechas en las competencias, y como sugerir planes para el desarrollo de las pericias requeridas para cerrar estas brechas. El simplificado y sencillo proceso gráfico de la pirámide referente a la competencia en la seguridad de procesos ha resultado ser un punto clave de aprendizaje cuando se procede con la capacitación sobre seguridad basada en los riesgos del proceso.

“El producto principal del elemento de competencia es un entendimiento de los conocimientos que ayuda a la organización en tomar mejores decisiones y incrementa la posibilidad que los individuos enfrentados con situaciones anormales tomen las acciones apropiadas.” Esta declaración del Manual CCPS, “Directrices para la Seguridad de Procesos basado en Riesgos”, describe cualquier persona ejerciendo en la industria del petróleo y gas. Para aquellos que se consideran profesionales en la seguridad de los procesos, tomar las acciones apropiadas puede asegurar que el riesgo asociado dentro de la industria se reduzca a un nivel aceptable.

La citada pirámide no es solo para los profesionales de la seguridad. Todo personal dentro de una organización podrá aplicar ésta para obtener, cuando mínimo, un “vistazo” de donde se requiere una mejora. Gerentes de alto nivel, Gerentes de línea, personal de mantenimiento y operaciones iguales deben estudiar esta pirámide para identificar áreas de mejoramiento, y crear planes de desarrollo para ellos mismos y sus supervisados.

Si le gustaría obtener una copia del trabajo presentado, le pedimos por favor se comuníquese con la John M. Campbell & Co. y soliciten la misma.

Para informarse mas sobre la gerencia de sistemas de seguridad en los procesos, sugerimos su asistencia al curso PetroSkills HSE, HS 45- Risk Based Process Safety Management o  puede programar una sesión de nuestro evento de dos días  Process Safety Case Study for Operations and Maintenance – OT 21,  Para aupar sus destrezas en la ingeniería de seguridad de procesos sugerimos nuestros cursos JMC foundation courses o nuestro evento , PS 4 – Process Safety Engineering.

By: Clyde Young

Traducido al Español por: Dr Frank E. Ashford

La densidad de un líquido es requerida para la simulación de procesos y el diseño de equipos. Por ejemplo, las predicciones aseveradas para la densidad del líquido se requieren para los cómputos de caídas de presión en las cañerías/oleoductos y dimensionamiento de recipientes. Densidades de líquidos confiables también se requieren para la transferencia de custodios de los Hidrocarburos.

En los previos del mes (PDM)  de Noviembre del 2006m Diciembre 2006, y Enero 2007, presentamos un bosquejo de los distintos métodos y herramientas para las predicciones de las densidades de los líquidos. Los métodos para estas predicciones incluyen pero no se limitan a lo que se presenta a continuación:

1. Graficos Generalizadas

Existen varios gráficos generalizados para la predicción de la densidad de los fluidos  de hidrocarburos [1]. Estas cartas normalmente presentan las densidades relativas de mezclas de los hidrocarburos parafínosos en su punto de ebullición, o su presión de temperatura de punto de burbuja. Estos gráficos aplican para las mezclas, así como para los componentes puros. Puntos de alineación para las mezclas de los hidrocarburos parafinosos, así como los componentes puros se ubican de acuerdo a su peso molecular. La certeza de estos gráficos se ubica generalmente dentro de 3% de los valores medidos. Sin embargo, ésta cercanía es algo menor para las mezclas con peso molecular menor que 30 si la temperatura es reducida, y cuando el contenido de metano es alto, o las temperaturas seudo-reducidas son mayores del 0.90 [2].

2. Correlaciones

Para poder calcular con confiabilidad la densidad del liquido, se han dessarrollado varias correlaciones como las de: ECEstado Coorrespondiente Densidad de Liquido (COSTALD), ecuación de Rackett modificada por Spencer y Danner (RSD), y Narrifar-Moshfeghian (NM).

COSTALD: La correlación COSTALD por Hankinson, y Thomson [3] requiere dos parámetros: w_SRK, el valor optimizado del factor acéntrico basado en la ecuación de estado SRK, (EDE), y V*, el volumen característico del componente puro.

RSD: La densidad mejorada de Spencer y Danner [4], aplicando la correlación de Rackett [5]. La correlación mejorada para un líquido saturado solo requiere Z_RA, el factor de compresibilidad mejorado

NM: Narsifar, y Moshfeghian [6] presentaron una ecuación y conjunto de reglas de mezcal para la predicción la densidad del liquido de un refrigerante puro, y el gas natural licuado.

3.  Métodos EDE, y de Volumen traducido

Las ecuaciones de estado se aplican en los conjuntos de simulación comercial (software) para la predicción del comportamiento de fases, y las propiedades termodinámicas. Generalmente, las EDE requieren pocos parámetros (usualmente dos o tres), que se obtiene generalmente de las propiedades físicas. Las ecuaciones de estado cúbicas (EDE) proporcionan resultados relativamente certeros para la predicción de equilibrio líquido-vapor, especialmente en los compuestos no-polares, o ligeramente polares. Además, estas ecuaciones se pueden aplicara para las predicciones de la densidad del vapor, así como entalpía y entropía. Estas ventajas fomentan el esfuerzo entre los investigadores para aupar la habilidad de las EDE mas que anteriormente, especialmente para la densidad del líquido, aun cuando su certeza para estas predicciones no se aproximan a la validez de los métodos antes citados. Las EDE tales como la SRK [7], y PR [8] predicen las densidades de los líquidos con un error de un 8%, mayores que las correlaciones [9]. Esta mayor magnitud de error no es aceptable para la industria; de manera que no se aplican para éste propósito. Para poder vencer esta deficiencia, un método de volumen traducido ha sido desarrollado por Peneloux , et. al [10].

En este PDM, presentaremos el método de traducción de volumen para la predicción de la densidad del líquido, y luego se demostrará su aplicación para los sistemas de líquidos tales como el metano puro, n-pentano, decano, pentadecano, y el dióxido de carbono. En un PDM del futuro ampliaremos este método a sistemas multicomponentes.

Par poder mejorar la certeza de las EDE en las predicciones de la densidad del líquido, Peneloux, et al. [10] han propuesto la siguiente corrección:

En esta ecuación   es el volumen específico del líquido corregido,  es el volumen específico calculado por las EDE SRK, o PR, MW es el peso molecular,      es la densidad del líquido, y el factor de corrección o factor de desplazamiento “c” se determina de data experimental tomada para la densidad del líquido. Normalmente este valor se evalúa mediante la regresión de varios puntos de data. En la ausencia de información obtenida experimentalmente por regresión, se podrá determinar como sigue:

donde Z_RA, es el parámetro Rackett [10], R es la constante de gas, y T_C mas P_C son la Temperatura y Presión Crítica respectivamente.

En este trabajo, hemos determinado el valor de “c” minimizando el error absoluto entre las densidades experimentalmente determinadas [11] y las correspondientes predicciones aplicando el “software” MathCad. Para lograr esto se ha definido la siguiente ecuación:

Donde NP es el número de puntos de data, ρ_exp es la densidad del líquido experimental. El valor de “c” se determinó minimizando f(c). En la nomenclatura MathCad el comando apropiado es:

Resultados y Discusión:

Hemos aplicado el procedimiento citado para varios compuestos puros indicados en la Tabla 1. Los rangos de temperatura y presión, y optimización de “c” para las EDE PR,  y SRK, así como el ZRA para la  correlación RSD se muestran en la Figura 1. Las Figuras 1, y 2 presentan las comparaciones gráficas entre los valore experimentas y pronosticados para la densidad del líquido pentadecano. Tendencias  similares fueron observadas para otros compuestos. La Tabla 2 presenta un resumen del análisis de error para distintos métodos para los compuestos puros. Indicados en la Tabla 1.

Tabla 1. Valor del parámetro c del volumen traducido para varios compuestos

Figura 1. Comparación de la densidad del líquido de C15H32 pronosticado por PR, y volumen traducido PR (VTPR) contra data experimental [11]

Figura 2. Comparación de los valores pronosticados del C₁₅H₃₂ por SRK y el volumen traducido SRK (VTSRK) contra data experimental [11]

La Tabla 2 indica que mejoras sustanciales se logran pos la aplicación de la corrección del volumen traducido para el volumen específico del liquido (o densidad del líquido) pronosticado por PR, y SRK. Sin embargo, la certeza de las correlaciones  COSTALD, RSD, y NM  son significativamente mejores que la del volumen traducido aplicado a estas dos EDE. La certeza de la EDE, y su corrección de volumen traducido se deterioran mientras existe acercamiento al punto crítico.

Tabla 2. Resumen en ensayo de error para los distintos métodos estudiados

Para informarse mas sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a los siguientes cursos de la John M. Campbell: G4 (Gas Conditioning and Processing) and G5 (Gas Conditioning and Processing-Special).

La consultoría JMC puede proveerle experticia termodinámica en sus proyectos de procesamiento del gas para asegurar que el modelo de proceso desarrollado sea lo más certero posible. Con los Consultores de mayor solicitud en la industria del petróleo y gas, la Consultoría JMC provee servicios en consultoría de primera selección para nuestros clientes selectos. Para mayor información ofrecido por Campbell, visite nuestra dirección de red al Campbell Consulting.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1.      Campbell, J. M. “Gas conditioning and processing, Volume 1: Fundamentals,” John M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, USA, 2001.

2.      Engineering Data Book, 12^th Editions, Gas Processors and Suppliers Association Data Book, Tulsa, Oklahoma, 2004.

3.      Hankinson, R. W., Thomson, G. H., AIChE J., Vol. 25, no. 4, pp. 653-663, 1979.

4.      Spancer, C. F., and Danner, R. P., J. Chem. Eng. Data, vol. 17, no. 2, pp. 236-241, 1972.

5.      Rackett, H. G., J. Chem. Eng. Data, vol. 15, No. 4, pp. 514-517, 1970.

6.      Nasrifar, Kh. and Moshfeghian, M., Fluid Phase equilibria Vol. 153, 231-242, 1998.

7.      Soave, G., Chem. Eng. Sci., Vol. 27, pp. 1197-1203, 1972.

8.      Peng, D. Y., and Robinson, D. B., Ind. Eng. Chem. Fundam., Vol. 15, p. 59, 1976.

9.      Nasrifar, Kh. and M. Moshfeghian, J. of Fluid Phase Equilibria, Vol. 158-160, pp. 437-445, 1998.

10.  Peneloux, A. E., Rauzy, E., and Freze, R., Fluid Phase Equilib., Vol. 8, pp. 7-23, 1982

11.  Vargaftik, N.B., Handbook of Physical Properties of Liquids and Gases (Pure Substances and Mixtures), 2^nd ed., English Translation, Hemisphere Publication, 1975.

Existe cierta confusión a veces cuando se revisan las curvas publicadas el CNPSR (NPSHR). Esto se observa  especialmente cuando es preciso el ajuste del diámetro del impulsor para coincidir con condiciones operativas. La variación de la relación flujo-cabezal con el diámetro es una condición bien conocida. Esto se puede aproximar con certeza aplicando las relaciones de afinidad. Sin embargo, que le sucede a la relación CNPSR – flujo cuando varía el diámetro? Frecuentemente ésta relación no se aplica, lo cual puede resultar en la cavitación. En este Previo del Mes (PDM) se examina la relación del CNPSR con el diámetro  del impulsor y esclarece otros malos conceptos referentes a las curvas del CNPSR.

Antecedentes

Se puede presentar el rendimiento de una bomba reflejando un solo impulsor, o un rango de diámetros de impulsores. El éste último caso el rendimiento de la bomba se puede presentar mediante múltiples curvas desde el diámetro máximo al mínimo, así como varios impulsores de diámetro intermedio. Adicionalmente, las curvas de caracterización de la bomba pueden incluir curvas para el CNPSR, eficiencia y potencia requerida. La representación del rendimiento de una bomba varía ampliamente dependiendo de muchos factores, y puede resultar en errores del diseño así como posible confusión

Un ejemplo de una curva de rendimiento para una bomba que se observan con frecuencia en publicaciones se presenta en la Figura 1. El gasto de la bomba se grafica en la escala horizontal, mientras que el cabezal, y curvas CNPSR, que son funciones del gasto se grafican en la escala vertical. Nótese que una línea única para le CNPSR inicia en condiciones de flujo-nulo y aumenta paulatinamente hasta el flujo máximo. Por varias razones que se discutirán  mas adelante, ésta curva para el CNPSR es incorrecta, y puede causar errores en el diseño, y posibles problemas de cavitación.

La cavitación de las bombas es un tema complejo y el tópico de muchos tratados técnicos y textos. Sin embargo, es ampliamente aceptado que este fenómeno se inicia en la entrada de la bomba. Básicamente esto resulta por la velocidad incrementada, y subsiguiente reducción de presión del fluido mientras se admite al impulsor. Si la presión estática del fluido se reduce a menos que la presión de vapor, se forman burbujas de gas, para luego colapsar mientras que el fluido avanza por las rejillas del impulsor. Estas burbujas pueden un impacto significativo sobre el cabezal producido por la bomba.

Es importante notar que la temperatura también juega un papel importante en la cavitación de las bombas. Obviamente, la presión de vapor del fluido varía con la temperatura. La temperatura también varía con le eficiencia de la bomba. El aumento en la temperatura debido a la eficiencia de la bomba no es significativo en los rangos altos a medianos del gasto, sin embargo puede ser muy impactante en los escenarios de caudal reducido. Por ésta razón los valores del CNPSR no se presentan a condiciones de caudal bajo.

Figura 1 – Rendimiento de una Bomba para un Rango de Diámetros del Impulsor

Otro factor importante en la cavitación de las bombas es la velocidad del flujo. El fluido admitido a la bomba aumentará continuamente su velocidad mientras pasa por el ojal del impulsor.  Este aumento de velocidad causa una caída en la presión estática y es análoga al levante en un plano aerodinámico. En el rango de medianos a altos gastos la velocidad del fluido entrante y la velocidad rotacional del impulsor son compatible, y contribuyen a un flujo estable en a través de la bomba.

Sin embargo, en los gastos bajos la velocidad entrante se ubica muy por debajo la velocidad de rotación del impulsor, lo cual puede incurrir en la “recirculación” en la entrada del impulsor. La recirculación del fluido es otra forma de la cavitación en la bomba. Por esta razón también no se presentan las curvas para el CNPSR no se presentan a éstas velocidades reducidas.

Pruebas para el CNPSR

La comprensión referente a la  conducción de las pruebas para el CNPSR y como el diámetro del impulsor impacta el cabezal ayudará a eliminar la confusión y posibles errores. Los fabricantes de bombas determinan la forma característica de la curva CNPSR para cada impulsor bajo condiciones de estricto control en el patio de pruebas, modelaje hidráulico, y simulación mediante la computación. El Estandar 1.6 del Instituto Hidráulico provee lineamientos estrictos para las pruebas de taller, y es el que se aplica por la mayoría de los fabricantes de bombas. Normalmente las bombas se conectan en tuberías de curcuitos cerrados en donde el agua fluye de un tanque de succión ( o sumidero) a través de la bomba y luego se retorna al tanque.

El caudal del flujo de descarga, temperatura, y presión se miden cuidadosamente y controlados durante la prueba. Básicamente la prueba se conduce a un gasto y velocidad  fijos mientras que la presión de succión es reducida.  La reducción de ésta presión de succión logra un punto al cual el agua comienza a evaporarse, así iniciando el proceso de cavitación. Este punto característico de “cavitación” es aquel gasto que demuestra una pequeña reducción en el cabezal. La prueba se conduce otra vez a otro gasto fijo, y seguidamente se mide la presión de succión y gasto en el punto de “cavitación”. Una vez finalizadas estas pruebas, se prepara y grafica un curva continua que incluye la data recopilada.  La Figura 2 ilustra una serie de resultados de prueba, con la curva CNPSR resultante.

Figura 2 – Curva CNPSR Requerido

Puede ser difícil la determinación del punto de cavitación de una bomba. La formación de burbujas gas es un proceso gradual, con inicio lento e incrementando con aumento de gasto del fluido. El API – 610 define el punto de cavitación en una caída del tres por ciento en el cabezal. Esto no implica que la cavitación no podrá iniciarse a valores menores, solo que es difícil la medición a estos valores reducidos. La obtención de la medición de un solo punto es necesario operar una bomba durante un período de tiempo que permita la estabilización del circuito a la reducción de la presión de succión. Recuerden, las burbujas están en formación, y los instrumentos requieren un tiempo para reaccionar a la dinámica del flujo.

Relación entre el Diámetro y Cabezal del Impulsor

Grandes diámetros de los impulsores producen mayores  valores para el cabezal a una velocidad dada. Esto se explica por cuanto el cabezal es función de la velocidad de punta. La relación de ésta velocidad de punta se puede aproximar por la Ecuación 1.

(Eq. 1)

La velocidad también se puede relacionar con el diámetro y velocidad rotacional del impulsor por la Ecuación 2.

(Eq. 2)

De las Ecuaciones 1, y 2 se puede observar que los cambios en el diámetro del impulsor tendrán un impacto directo en el cabezal. Por ejemplo, la reducción en éste diámetro disminuye el cabezal de la bomba por un factor de cuatro. Como el punto de cavitación se identifica por la caída en el tres por ciento del cabezal, es lógico que cualquier cambio en el diámetro del impulsor tendré un impacto directo en el valor del CNPSR. Por esta razón, la mayoría de los fabricantes suministran una sola curva para un diámetro de impulsor. Las Figuras 3, y 4 representan curas típicas para el rendimiento de una bomba para un rango de diámetros de impulsor. Nótese que la curva del CNPSR se arroja para cada diámetro.

Figura 3 – Curvas de Rendimiento para las Bombas Para un Rango de Diámetros.

Figura 4 – Rendimiento de las Bombas Para un Rango de Diámetros

Conclusiones

Las siguientes conclusiones se pueden arrojar como resultado de las discusiones previas.

1. Cada impulsor tendrá una curva característica para el CNPSR. Este dependerá de varios factores de diseño, incluyendo el diámetro.
2. Para un gasto fijo, el CNPSR aumentará mientras que el diámetro se reduce.
3. El CNPSR jamás se mide a condiciones de cierre de flujo. La temperatura aumenta continuamente mientras que el gasto se reduce. Esto no permite la requerida estabilización del sistema para la obtención de data.
4. Las bombas pueden cavitar a un gasto reducido debido a la recirculación en el ojal del impulsor.
5. La presentación del la curva para el CNPSR es de forme en U. Existe un aumento leve en los valores mientras que el  gasto se reduce, y de nuevo a valores mayores. El CPNSR es de valor menor en los rangos medianos de flujo.

By: Joe Honeywell

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Legend

A          Conversion constant = 720 ft/sec (600 m/s)

D          Impeller diameter, inches (cm)

H          Total pump head, ft (m)

g          Gravitational constant, 32.17 ft/sec² (9.81 m/s²)

n          Rotational speed, rev/min

V          Impeller tip velocity, ft/sec (m/s)

Leyenda

A          Factores de Conversión  = 720 ft/sec (600 m/s)

D          Diametro del impulsor, inches (cm)

H          Cabezal Total de Bomba , ft (m)

g          Constante Gravitacional, 32.17 ft/sec² (9.81 m/s²)

n          Velocidad Rotacional , rev/min

V          Velocidad de Punta del Impulsor, ft/sec (m/s)

References

1. American Petroleum Institute Standard 610, Centrifugal Pumps for Petroleum, Petrochemical and Natural Gas Industries, 10^th Ed.
2. Hydraulic Institute Standard 1.6, Centrifugal Pump Tests, 2000
3. Terry Henshaw, Pumps and Systems, May 2009

En el último Previo del Mes (PDM/TOTM), hemos demostrado que una de las primeros problemas a ser resuelto por el Ingeniero de Procesos trabajando en una Planta de Gas o facilidad de producción se identifica en donde opera la planta con relación con el diagrama de fases del gas. Un conocimiento general, sino uno detallado, permitirá al Ingeniero de Diseño, y el Operador de la Facilidad tomar decisiones inteligentes que impactan significativamente la utilidad de una facilidad de producción.

La mejor manera de prevenir la formación de hidratos (y corrosión) es mantener las cañerías, tuberías, y equipos secos del agua libre. En este PDM demostraremos como se desplazan las curvas del punto de rocío e hidratación a través de un diagrama de fases convencional mientras que se deshidrata un gas natural.

Caso en Estudio:

Para poder demostrar el comportamiento fásico de los gases naturales conteniendo agua y el impacto del contenido de agua sobre las temperaturas de punto de rocío, e hidratación, consideremos el gas natural indicado en la Tabla 1. Para generar los diagramas en este PDM, hemos aplicado el ProMax [1] el cual se basa en la ecuación de estado Peng-Robinson (PR EDE/EOS) [2].

Tabla 1. Composición del Gas Seco

Resultados y Discusión:

La Figura 1 presenta la envolvente de fases, formación de hidratos, y curvas de punto de rocío de este gas con un contenido de agua de 0.06 porcentaje molar, equivalente a 28.5 lbm/MMPCS (456 kg/10⁶ Sm³).Nótese que a una presión de aproximadamente 414 lpca (2854 kPa), la curva de punto de rocío se ubica ligeramente a la izquierda de la línea de formación de hidratos. Esto indica que el gas se encuentra sub saturado con agua a presiones menores que este nivel. Esto también indica que se encuentra termodinámicamente inestable y no formará en fase líquida de agua. Toda el agua se convierte a un hidrato y este estado se identifica como el estado de equilibro ¨meta-estable¨. Para mayor detalle sobre este estado meta-estable, vea el PDM de Diciembre 2010. Comportamiento similar se demuestra en la Figura 2 para la cual el contenido de agua se redujo a 0.0247 porcentaje molar, equivalente a 20.3 lb_m/MMPCS (324.6 kg/10⁶ Sm³). En este caso las curvas del punto de rocío de agua, y de hidratación se cruzan a una presión mayor que 1000 lpca (6895 kPa). A presiones menores que ésta el gas es sub-saturado y posee un estado de equilibrio meta estable. De esta manera, la curva del punto de rocío de agua se ubica a la izquierda de la de formación de hidratos., pero más arriba de la presión de intersección se desplaza a la derecha de la curva de formación de hidratos donde el contenido de agua es mayor que el de saturación.

(Figura 1. Curvas de envolvente de fases, formación de hidratos y de punto de rocío para un gas natural con contenido de agua de 0.06 % molar, equivalente a  28.5 lb_m/MMPCS (456 kg/10⁶ Sm³).)

La Figura 3 presenta la superimposición de las Figuras 1, y 2 conteniendo curvas de punto de rocío y formación de hidratos para dos contenidos de agua (0.06 and 0.0427 mole%). Nótese que las curvas de formación de hidratos de ambos casos coinciden uno con otro para presiones mayores que 1000 lpca (6895 kPa) .

La Figura 4 presenta el diagrama de fases junto con las curvas de  punto de rocío de agua y formación de hidratos para el mismo gas mientras que el contenido de agua se redujo a 0.0427, 0.03, 0.0148, and 0.00422 % mole  correspondientes a 20.3, 14.2, 7, 2 lb_m/MMPCS (324.6, 228, 112, 32 kg/10⁶ Sm³) respectivamente. Nótese para todos los casos en donde el gas es sub saturado con agua, las curvas del punto de rocío se ubican a la izquierda de las curvas  correspondientes de formación de hidratación. Bajo ésas condiciones el estado de equilibrio es termodinámicamente inestable (meta-estable), y no formará una fase libre acuosa. Sin embargo, si el contenido de de agua es mayor que su punto de saturación, el punto de rocío de agua se ubicará a la derecha de la curva de formación de hidratos y se formaría un fase libre acuosa.

(Figura 2. Curvas para el diagrama de fases,  formación de hidratos, y punto de rocío de agua para un gas natural con contenido de agua de 0.0427 % molar equivalente a 20.3 lb_m/MMPCS (324.6 kg/10⁶ Sm³))

(Figura 3. Curvas para el diagrama de fases, formación de hidratos, y punto de rocío de agua para un gas con contenido de agua de 0.0427, y 0.06 % molar)

Conclusiones

Hemos demostrado el impacto del contenido de agua sobre el comportamiento de fases de un gas natural. El énfasis fue colocado en la interacción de las curvas del punto de rocío de agua, y la de hidratación. Fue demostrado que la ubicación relativa de las curvas del punto de rocío del agua, y la de formación de hidratos con respecto de una con la otra es una función importante del contenido de agua. También fue demostrado para los casos donde el contenido de agua es mayor que el punto de saturación, la curva del punto de rocío se ubica a la derecha de la curva de hidratación. Bajo estas condiciones se condensa el agua libre y los hidratos pueden formarse si las condiciones son las precisas. Esto es lo que normalmente se espera como se expone en los textos. Sin embargo, si el contenido de agua es sub saturado, la curva del punto de rocío se ubica a la izquierda de la de hidratación, y el estado de equilibrio es inestable en términos termodinámicos (meta-estable), y formará una fase libre acuosa.

Como fuera discutido en el PDM del mes pasado, ingenieros de facilidades deben determinar la manera en que esta ocurrencia impacta sus operaciones. Estos diagramas de fase sugieren que, a bajas concentraciones de agua, los hidratos pueden precipitarse aun cuando del agua libre no esté presente. Efectivamente este fenómeno ha sido observado. A condiciones criogénicas, cuando el agua es removida por las tamices moleculares, la cantidad de agua meta-estable es de cantidad mínima, por lo cual no debe causar problemas operacionales.

Para informarse mas sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a los siguientes cursos de la John M. Campbell: G4 (Gas Conditioning and Processing) and G5 (Gas Conditioning and Processing-Special).

La consultoría JMC puede proveerle experticia termodinámica en sus proyectos de procesamiento del gas para asegurar que el modelo de proceso desarrollado sea lo más certero posible. Con los Consultores de mayor solicitud en la industria del petróleo y gas, la Consultoría JMC provee servicios en consultoría de primera selección para nuestros clientes selectos. Para mayor información ofrecido por Campbell, visite nuestra dirección de red al Campbell Consulting.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. ProMax 3.2, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2010.
2. Peng, D. Y. and Robinson, D. B., I. and E. C. Fund, Vol. 15, p. 59, 1976.

(Figura 4. Curvas de punto de rocío, formación de hidratos , y diagrama de fase para un gas natural de contenido de agua entre 0.0427 a 0.00422 % molar )

La deshidratación con Glicol es el proceso más común utilizado par cumplir con las especificaciones de gas de venta en tuberías, y las especificaciones de campo ( levantamiento neumático [gas lift], combustible, etc.). Trietilén Glicol (TEG) es el glicol mas común usado en los sistemas de absorción. El Capítulo 18, de “Gas Conditioning and Processing [1] presenta el el diagrama de flujo de proceso, mas lo básico de los sistemas de glicol. Un parámetro clave en el dimensionamiento de la unidad TEG  de glicol es la temperatura de punto de rocío del gas saliente del la torre contactora. Una vez especificadas la temperatura de punto de rocío del gas seco, mas la presión del contactor, se pueden aplicar las cartas de contenido de agua similares a la Figura 1 en la referencia [2] para determinar en contenido de agua del gas pobre seco.  La concentración del Glicol pobre se relaciona de manera termodinámica al contenido de agua del gas seco , lo cual impacta los costos operacionales (OPEX), mas los de capital (CAPEX). Un menor contenido de agua en el gas seco requiere una mayor concentración del TEG. Este parámetro fija la concentración del TEG pobre intoducido al tope del contactor, y el número de platos (o altura de empaque) en la torre contactora.

La solución del  TEG rico  normalmente se regenera a presión baja, y temperatura alta. La mayor concentración que se logra en una unidad de regeneración atmosférica operando a una temperatura de degradación  de 404 °F (206°C) es  98.7  %  de peso.

Si  la concentración del glicol pobre requerida por el absorbedor para cumplir con la especificada temperatura del punto de rocío  es mayor que la citada, esto requiere que algún método para aumentar ésta concentración en el regenerador debe incorporarse en la unidad. Virtualmente todos estos métodos involucran la reducción de la presión parcial de la solución de glicol mediante la aplicación de un vacío, o el uso de un gas de arrastre en el regenerador.

Para los gases saturados con agua, la temperatura del punto de rocío se ubica un valor mayor o en la temperatura de formación de hidratos. Sin embargo, si el gas presenta condiciones de sub-saturación, la temperatura de formación de hidratos será mayor que el punto de rocío. Esto indica que a un punto de rocío especificado, existen dos valores de contenido de agua; el menor se establece en la temperatura de formación de hidratos, y la mayor en la  en el punto de rocío. De manera que el que diseña el sistema debe seleccionar uno de estos dos valores. Cual de los dos valores debe seleccionarse? La respuesta a la pregunta es: “depende”! El valor de menor contendio de agua implica mayor concentración del glicol pobre y consecuentemente mayor CAPEX, y OPEX .

En este previo del mes intentaremos responder esta pregunta estudiando un caso en donde la temperatura del punto de rocío especificada es menor que la temperatura de formación de hidratos. Pera ello discutiremos el contenido de agua de un gas natural en equilibrio con el hidrato, y cuando la fase de agua condensada es líquida.

La Figura 6.1 en la referencia [2] se basa en la suposición que la fase de agua condensada es un líquido. Sin embargo, a temperaturas menores que la de formación de hidratos  en el gas la fase “condensada” será un sólido (hidrato). El contenido de agua de un gas en equilibrio con el hidrato será menor que el equilibrio con un líquido metaestable.

La formación de hidratos es una función del tiempo. La tasa a la cual los cristales del hidrato se solidifican depende de varios factores incluyendo la composición del gas, presencia de los sitios de nucleación de cristales en la fase líquida, grado de agitación, etc. Durante este “período  transitorio de formación de hidratos” la fase líquida de agua presente se identifica como “líquido metaestable”. El agua metaestable es esa agua líquida, que en equilibrio, existirá como hidrato.

La Referencia [3] presenta data experimental indicando el contenido de agua de equilibrio en los gases en equilibrio con los hidratos. Data  de la Referencia [3] se presenta en la Figura 6.5 y se grafican como un cuadro rotado a 1000 lpca, ( 6,897 kPa). Con  propósitos comparativos, el agua contenido de agua “metaestable” de un gas (línea punteada), así como la temperatura de formación de hidratos ( línea sólida) calculado por ProMax [4] aplicando la ecuación de estado Peng Robinson {5] también se mustran. El contenido de los gases en la región de los hidratos es función fuerte de la composición. No se debe aplicar la Figura 1 para casos de otras composiciones de gas

Figura 1. Contenido de Agua de un gas conteniendo 94.69 mol% de metano, y 5.31 mol% propano en equilbrio con un hidrato a 1000 lpca (6,897 kPa)

Caso en Estudio:

Para demostrar el impacto del contenido de agua de un gas seco en equilibrio con un hidrato sobre la concentración del TEG, consideremos la mezcla del gas presentada ne la Figura 1. Este gas entra un contactor a 1000 lpca ( 6,897 kPa) y  100 °F (37.8°C) con un caudal de  144 MMPCSD (4.077 10⁶ m³S/d). A esta condición, el contenido de agua del gas es 57.6 lb/MMPSC (922.4 kg/10⁶ Sm³). Se requiere la deshidratación del gas a un punto de rocío de 5°F (-15°C) aplicando una unidad de deshidratación por TEG.

Resultados y discussion:
De acuerdo a la Figura 1, a una temperatura de 5°F (-15°C) el contenido de agua del gas es  1.2 lb/MMPCS (19.2 kg/10⁶ m³ S) y 1.97 lb/MMPCS (31.5 kg/10⁶ m³S) en equilbrio con agua metaestable e hidrato respectivamente. ProMax fue aplicado para simular esta unidad de TEG para el caso de tres etapas teóricas en la torre contactora. Los resultados de la simulación para estos casos de contendio de agua se presentan en la Tabla 1. Esta Tabla indica claramente que la concentración del TEG no son las mismas, y por consecuencia impactarán las condiciones de regeneración del TEG rico. La diferencia entre las concentraciones del TEG serán aun mayores a especificaciones menores para el punto de rocío.

Los resultados de simulación indican claramente que la selección del contenido del agua del gas seco como base de diseño impacta la concentración requerida del TEG rico, y consecuentemente los requerimientos de regeneración

Tabla 1. Comparación de los resultados de simulación para dos caso distintos de especificación de contenido de agua

Conclusiones:
Cuando se diseña sistemas de deshidratación, particularmente los de TEG, para lograr equilibrio con las especificaciones de un punto de rocío muy reducidas, es necesario determinar el contenido de agua del gas seco en equilibrio con el hidrato aplicando una correlación como la presentada en la Figura 6.1. Si un correlación metaestable es aplicada, se sobrestimará el contenido de agua de saturación del gas al punto de rocío especificado. Esto, a su vez,  pudiése resultar en un diseño de deshidratación que no es capaz de lograr la remoción del agua requerida. Donde no se dispone de información experimental, aplicación de una correlación basada en una EDE (EOS), que ha sido ajustada a data empírica puede proporcionar un estimado del contenido de agua en equilibrio con hidratos.

Para cumplir con las especificaciones de gasoductos, es normalmente aceptable aplicar el contenido de agua en equilibrio con la fase metaestable  (la línea punteada en la Figura 1) por cuanto la diferencia en los contenido de agua no es excesiva. Sin embargo, para las especificaciones  de los punto de rocío muy reducidos en donde se encuentra un proceso criogénico aguas abajo, se recomienda aplicar el contenido de agua en equilbrio con un hidrato ( la línea sólidaen la Figura 1).

Para informarse mas sobre casos similares y como minimizar los problemas operacionales, sugerimos su asistencia a las siguientes sesiones de la John M. Campbell: G4 (Gas Conditioning and Processing) and G5 (Gas Conditioning and Processing-Special).

La consultoría John M. Campbell (JMCC) está en capacidad de proporcionar extensa experiencia en los proyectos de procesamiento de gas para asegurar que el modelo de procesamiento desarrollado sea los más preciso posible. Con los consultores de mayor solicitación en la industria del petróleo y gas, la JMCC proporciona la primera selección en los requerimientos de consultoría para los clientes selectivos. Para mayor información sobre los servicios ofrecidos por la Campbell, visite nuestra dirección de red en:  Campbell Consulting.

By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Campbell, J. M., “Gas Conditioning and Processing”, Vol. 2, The Equipment Module, 8^th Ed., Second Printing, J. M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, 2002
2. Campbell, J. M., “Gas Conditioning and Processing”, Vol. 1, The Basic Principles, 8^th Ed., Second Printing, J. M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, 2002
3. Song, K.Y. and Kobayashi, R, “Measurement & Interpretation of the Water Content of a Methane-5.31 Mol% Propane Mixture in the Gaseous State in Equilibrium With Hydrate,” Research Report RR-50, Gas Processors Association, Tula, Oklahoma, 1982
4. ProMax 3.1, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2010.
5. Peng, D. Y. and Robinson, D. B., I. and E. C. Fund, Vol. 15, p. 59, 1976.

Ampollas de hidrógeno es un tipo de falla inducida por el hidrógeno cuando los átomos de hidrógeno invaden hierros de baja fuerza de tracción, que poseen defectos macroscópicos, tales como la laminación. El defecto en el hierro (espacios vacíos) proporcionan lugares en donde se propicia la combinación de los átomos de hidrogeno, formando el H₂ molecular gaseoso que puede generan  suficiente presión para genera las ampollas. Las Ampollas de hidrógeno se presentan principalmente en ambientes agrios. No causa fallas de fragilidad, pero puede producir ruptura o fugas [1]. La descripción y mecanismos de la formación de ampollas de hidrógeno se pueden ubicar en la literatura [2]. La concentración del Sulfuro de Hidrógeno, temperatura y espesor del material afectan la formación de la ampollas del hidrógeno.

En este PDM consideraremos el efecto cuantitativo de la temperatura y fracción molar del sulfuro de hidrógeno causando el daño del hidrógeno en las unidades de fraccionamiento de una facilidad de Líquidos del Gas Natural (LGN) [3]. La unidad de fraccionamiento fue diseñada para procesar una banda ancha del LGN, el cual es un producto extraído de las unidades de producción de crudo, y esencialmente genera propano, butano, y gasolina natural. La alimentación del proceso se introduce en la unidad de fraccionamiento en donde el propano, butano, y gasolina se separan en tres columnas distintas. En la primera unidad, la cual es la desetanizadora, se separa el etano y productos más livianos de la corriente de entrada. En la segunda columna, una despropanizadora, se fracciona le propano, el cual se envía a un tratador de aminas para lograr el procesamiento adicional para cumplir con especificaciones del mercado. El fondo de la despropanizadora se envían a una tercera unidad, una desbutanizadora, en donde el butano se destila y es enviada a una unidad Merox para tratamiento adicional. El producto de fondo de la desbutanizadora, esencialmente gasolina, también son enviados para la Merox, así logrando el tratamiento requerido. Información adicional sobre el LGN se pude ubicar en la referencia [4].

Durante la actualización de esta planta de LGN, el equipo de inspección encontró que el acumulador de reflujo de la desetanizadora se había dañado debido al impacto de severas ampollas de hidrógeno en la carcasa, y plato de fondo, y el recipiente fue rechazado. Cuatro años después, durante una inspección de la planta, las secciones rectificadoras de las desetanizadoras, y despropanizadoras también se habían dañado por las ampollas de hidrogeno.

Para poder estudiar los efectos del sulfuro de hidrógeno, y temperatura cuantitativamente, y con mayor cercanía, tres columnas de destilación y una de fraccionamiento fueron simuladas. En esta simulación, la cual pudiese ser aplicada para entender a profundidad las causas del ataque del hidrógeno, los valores de temperatura y fracción molar del sulfuro de hidrógeno a través de la columna fueron determinados mediante un análisis numérico plato a plato.

Caso en Estudio:

La Planta LGN en operación se integra por fraccionamiento, tratamiento, secado, refrigeración, utilidades, almacenamiento, y facilidades de cargamento para procesar aproximadamente 57,700 barriles (9172 m³) de corte amplio del LGN por día. La carga para esta planta es esencialmente Gasolina Natural Liquida la cual es condensada del gas producido de campo, y productos de descarga de varias unidades de producción de crudo. El producto de corte amplio es procesado para producir propano, butano, y gasolina liviana (Producto de Pentanos y Mayores). La corriente alimentadora también contiene varias impurezas tales como el sulfuro de hidrógeno, dióxido de carbono, y mercaptanos los cuales son removidos por el tratamiento de los productos después de fraccionamiento.

Como se presenciaron las ampollas de hidrógeno solo en la unidad de fraccionamiento, una breve descripción de esta unidad se presentan en la siguiente sección [3].

Un diagrama de flujo esquemático para esta unidad se presentan en la Figura 1. La fraccionadora de 40 platos recibe alimentación cruda de plantas del recuperación del LGN, y fracciona el etano y más livianos, así entregando un LGN esencialmente libre de libre del etano para la torre despropanizadora. La corriente hacia la desetanizadora se introduce entre las etapas 27, y 28 a 135°F and 362 lpcm (57.2 °C y 2497 kPam). El producto de fondo de la desetanizadora se somete al plato 22 de una columna despropanizadora de 45 etapas. El producto destilado, el cual es esencialmente propano, se envía a una unidad tratadora de aminas para el tratamiento adicional. El producto destilado de la desbutanizadora, el cual se integra por el producto neto butano, se envía a una unidad Merox para su tratamiento. El producto de fondo de la desbutanizadora (componentes de pentano y más pesados esencialmente libres de butano) también se envían a la unidad Merox para su procesamiento adicional.

Figura 1. Diagrama de Flujo de la Unidad de Fraccionamiento

La siguiente información fue suministrada para la simulación de la Unidad de Fraccionamiento:

1. Diagrama de flujo indicado en la Figura 1.
2. Condiciones y composición de la corriente de alimentación indicados en la Tabla 1
3. Especificaciones de la Columna como presentadas en la Tabla 2.

Otras especificaciones tales como el porcentaje deseado de recuperación de un componente en la corriente pudiesen haber sido aplicado en vez de la relación de reflujo, o relación de productos de fondo. En el curso de la simulación, se efectuaron cómputos de plato a plato para calcular temperatura, presión, composición de líquido y vapor, y el tráfico del líquido y vapor para cada etapa en la columna. Adicionalmente las tasas del destilado y producto de fondo, temperatura, presión, composición, y cargas del rehervidor, y condensador también fueron calculadas, así como la altura y diámetro de las columnas.

Para encaminar la simulación, Valores-K de Equilibrio de Fases, entalpías del líquido y vapor  fueron calculadas por la ecuación de estado Peng-Robinson [5]. En los cómputos plato a plato fue asumido que las etapas presentaban operación ideal ( 100% eficientes). La simulación fue lograda por el simulador UniSim [6].

Tabla 1. Composición, y Especificación  de la Alimentación

Tabla 2. Especificaciones de las Torres de Fraccionamiento

Resultados y Discusión:

Durante una simulación se genera una gran cantidad de información. Sin embargo, solo la información de interés a las ampollas de hidrógeno se presenta en lo siguiente. Para probar la validez de los resultados de simulación, las composiciones y condiciones de las corrientes claves se comparan con las suministradas por el autor del diseño de la planta [7], y se resumen en la Tabla 3. En la mayoría de los casos los resultados se comparan favorablemente. En adición, las cargas térmicas del condensador y rehervidor para cada columna se comparan con los diseños originales en la Tabla 4.  Esta comparación de los dos juegos de resultados indican una desviación de – 13.3 % para el rehervidor de la despropanizadora. Con la excepción del rehervidor de la desetanizadora, todos los diseños de cargas térmicas de intercambio de calor son mayores que aquellos obtenidos en esta simulación, lo cual, con certeza, es un escenario normal de seguridad en el diseño de plantas.

La Tabla 3 indica que le sulfuro de hidrógeno se fracciona en las primeras dos columnas, y no llega a la unidad desbutanizadora. Como la problemática de las ampollas de hidrógeno ocurrieron en las primeras dos columnas, solo estos resultados fueron analizados con cercanía. Para estudiar la variación en la composición del sulfuro de hidrógeno (en ambas fases de liquido y vapor) a través de cada columna, su composición se grafica como función del número de plato. Esto se muestra en la Figura 2 para la desetanizadora, y Figura 3 para la despropanizadora.

Tabla 3. Comparación de los resultados de simulación y datos de diseño para las corrientes de proceso despojadas de las torres de fraccionamiento

De forma similar, en la Figura 4, la variación de la temperatura entre estas dos torres se grafica como función del número de plato, y se puede observar que los perfiles de temperatura disminuyen suavemente de fondo hacia arriba con la excepción de la zona de alimentación, la cual se espera en una columna de destilación sin extracción lateral, o rehervidor/enfriador entre etapa.

La Figura 2 indica que la máxima fracción molar del sulfuro de hidrógeno ocurre en la etapa 11 en la sección rectificadora de la desetanizadora mientras que las ampollas de hidrógeno ocurrieron en la sección de arrastre. De manera que, otros factores tales como la temperatura deben estar influenciando el daño del hidrogeno. En la sección de arrastre en donde no ocurrió daño la temperatura se mantuvo mayor que en la sección rectificadora en donde se observó el daño de las ampollas. Otra región en donde se observó el daño fue la parte superior de la sección rectificadora de la despopanizadora. En esta sección de la columna, la fracción molar del sulfuro de hidrógeno se casi igual a la de la sección de arrastre de la despropanizadora; sin embargo, las temperaturas para estas dos secciones no son las mismas. El rango de temperaturas de la sección de arrastre de la desetanizadora es de 142° a 240°F (61.1 a 115.6°C), y para la región perturbada es de 142° a 134° F (61.1 a 56.6°C), etapas 44, 45, mas el condensador. Un vez más se puede observar como la temperatura impacta el proceso de formación de ampollas de hidrógeno. En este caso, el proceso de ampollas estaba ocurriendo a temperaturas menores. Los resultados de la simulación también indican que el dióxido de carbono no alcanza la desporpanizadora, y desbutanizadora.

Conclusiones:

Basados en los resultados de la simulación, y discusiones anteriores, las siguientes conclusiones se pueden arrojar:

1. Las ampollas de hidrógeno pueden ocurrir cuando se presenta el sulfuro de hidrógeno. En el caso considerado una mínima fracción molar de 0.002 para el sulfuro de hidrógeno causó daño del hidrógeno.
2. Con la presencia del sulfuro de hidrógeno, la temperatura es el factor predominante, promoviendo la formación de ampollas de hidrógeno, En el caso estudiado, una temperatura menor de 142°F (61.1°C) causó daño del hidrógeno. Mayores temperaturas arrojan el hidrógeno de las paredes hacia la atmosfera.

Probablemente existen otros factores que impactan el daño causado por el hidrógeno, tales como las micro estructuras del material, espesor de pared, presencia del CO₂, etc. Aun cuando estas simulaciones fueron basadas en un alimentación seca, la actual carga a la planta contenía vapor de agua.

Los resultados acá resumidos son consistentes con los reportados por el autor en 1985 [3]. En este trabajo original, la simulación fue efectuada por un paquete de simulación llamado el “Process Analisis System”(PAS) desarrollado por Erbar, y Maddox [8]. En esa ocasión los computadores se basaban en un sistema IBM 370 de armadura mayor en el Centro de Computación de la Universidad de Shirhaz. La ecuación de estado Soave-Redlich-Kwong [9] fue aplicada para este trabajo original.

Una falla de un intercambio de calor en la refinería Tesoro Anacortes fue identificada por la formación de ampollas de hidrógeno. Esta falla produjo el fallecimiento de siete trabajadores, y la refinería estuvo cerrada por seis meses para efectuar las reparaciones de los daños. Fue determinado  que la raíz de esta falla fue la formación de las ampollas de hidrógeno en el hierro del intercambiador de calor, lo cual resultó en ruptura. Estos tipos de invasión por el hidrógeno se pueden identificar durante las inspecciones programadas. Si existe alguna preocupación que las condiciones son conducivas a la producción de las citadas ampollas, se puede aplicar una sonda de parcho de hidrógeno para cuantificar la actividad dentro de los metales. Si la actividad del hidrógeno se identifica dentro del metal, esto pudiese justificar la acción de efectuar pruebas adicionales para determinas si existe la presencia de algunas ranuras internas.

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By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. http://www.glossary.oilfield.slb.com/Display.cfm?Term=hydrogen%20blistering
2. Mostert, R., and Sharp, W.R., “Low Temperature Hydrogen Damage Assessment in the Gas and Refining Industries,” 3^rd Middle East Nondestructive Testing Conference & Exhibition – Bahrain, Manama, 27-30 Nov 2005.
3. Moshfeghian, M., “Hydrogen damage (Blistering) case study: Mahshahr NGL Plant”, Iranian J. of Science & Technology, Vol 11, No.1, 1985.
4. Campbell, J. M., “Gas Conditioning and Processing”, Vol. 2, The Equipment Module, 8^th Ed., Second Printing, J. M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, 2002
5. Peng, D. Y. and Robinson, D. B., I. and E. C. Fund, Vol. 15, p. 59, 1976.
6. UniSim Design R390.1, Honeywell International, Inc., Calgary, Canada, 2010.
7. Parsons, R. M., NGL Fractionation Facilities, Operation Manual Bandar Mahshahr, The Ralph M. Parsons Company U. K. Ltd.
8. Erbar, J. H., and Maddox, R. N., Process Analysis System, Documentation, Oklahoma State University, Stillwater OK., 1978.
9. Soave, G., Chem. Eng. Sci. Vol. 27, No. 6, p. 1197, 1972.

La mejor manera de prevenir la formación de los hidratos ( y la corrosión) es la de mantener las tuberías, caños, y equipo secos del agua líquida. Existen ocasiones, correctas o incorrectas, cuando se ejecuta la decisión de operar un caño o equipo conteniendo agua. Si es ésta la decisión, y la temperatura operativa es menor que la de hidratación, es necesaria la inhibición de esta agua. Esto es de interés particular en sistemas de recolección de gas [1], y las operaciones submarinas [2] durante la producción normal, así como el cierre del sistema.

Muchas sustancias pueden ser inyectadas al agua para deprimir tanto la temperatura de hidratación, así como la de congelamiento. Por muchas razones prácticas, un inhibidor termodinámico (THI) tal como un alcohol o uno de los glicoles es inyectado, usualmente metanol (MeOH), dietilén glicol (DEG), el monoetilén glicol (MEG). Todos pueden ser recuperados y recirculados, pero le economía de la recuperación del metanol puede que no sea favorable económicamente en muchos casos. La prevención de los hidratos con metanol y o con los glicoles pueden ser de costo elevado debido a la alta dosificación requerida       (10 % al 60% de la fase acuosa).

Altas concentraciones de los solventes agravan los problemas potenciales de escamas por la disminución de la solubilidad de las sales formadoras de escamas. En el agua y precipitando la mayoría de los conocidos inhibidores de las escamas. La inyección total del inhibidor requerido es la cantidad/concentración del inhibidor en la fase acuosa para el logro de la supresión de la temperatura de hidratación, mas la cantidad del inhibidor que se distribuirá en las fase acuosas y la del vapor del hidrocarburo. Cualquier inhibidor en la fase de vapor o fase líquida del hidrocarburo arroja poco efecto sobre las condiciones de formación de los hidratos. Debido a las limitaciones de la certeza en los cómputos de depresión del punto de hidratación, y distribución de flujo del proceso, es recomendado que tanto la temperatura de formación de hidratos con la inhibición sean seleccionados con un factor de diseño por debajo del la temperatura mínima de operación esperada en el sistema para asegurar tasas adecuadas de inhibición.

La pérdida de solubilidad del MEG en la fase gaseosa es depreciable y la pérdida a la fase líquida del hidrocarburo es muy baja, 3.5 /10⁶ Sm³ (0.23 lbm/MMscf) [3]. Las pérdidas de metanol son las de mayor significancia particularmente en la fase de vapor. Basado en la Figura 6.20 en la referencia [3], dependiendo de las condiciones operativas, las pérdidas del metanol a la fase de vapor pueden ser excesivas, típicamente 16 mg/Sm³ ( 1 lbm/MMscf) para cada porcentaje de metanol en la fase acuosa. Pérdidas a la fase líquida son mayores que el MEG pero usualmente menos que 1-2% del volumen del hidrocarburo. A las condiciones típicas de las tuberías una solubilidad de unos 0.4 kg/m3 (0.15 lbm/bbl) es generalmente adecuada para los efectos de planificación [3]. Dependiendo de las pérdidas de solubilidad, la reposición requerida de las sustancias químicas para el metanol pueden ser sustanciales tanto para los sistemas de sola inyección así como los de recuperación de metanol. En adición, el proceso aguas abajo así como los petroquímicos, los de las plantas de GNL (LNG) no pueden tolerar metanol en el gas de alimentación.

La determinación de la cantidad y concentración de los inhibidores y su distribución en diversos sitios es muy importante por razones prácticas y aplicaciones industriales. Por ende, para determinar la cantidad y concentración requerida de estos inhibidores, varios modelos termodinámicos han sido aplicados e incorporados a los sistemas computarizados tanto para cómputos manuales así como los más rigorosos [4].

Como citado anteriormente, una cantidad importante de metanol se perdería a las fases de los hidrocarburos, lo cual pudíese causar problemas para la refinerías, y plantas petroquímicas aguas abajo. En plantas de gas donde se logra la recuperación de propano el metanol se presentará con el producto de propano y presentaría base para el desvío de las especificaciones para éste producto. También se ha observado que el metanol ha sido causa primaria en las fallas de las tamices moleculares. En refinerías el metanol debe ser lavado del producto crudo/condensado, en donde presenta un problema en el tratamiento del agua de despojo. En plantas petroquímicas el metanol también se considera en veneno para los catalizadores.

En la producción costa-fuera, el levantamiento neumático (gas lift) y la inyección de gas para el mantenimiento de presión se han convertido en práctica común. El gas asociado producido con el crudo, y agua es separado, comprimido y normalmente deshidratado con trietilén glicol (TEG) antes de su inyección o exportación.

Como las líneas del crudo/gas/agua presentan formación de hidratos durante la producción normal, o cierres de ésta, el metanol es comúnmente inyectado para la prevención de la formación de los hidratos, y taponamiento de las líneas de flujo y las de gas lift/reinyección. Ocasionalmente, las unidades de TEG sufren cese de operación, pueden un gas fuera de especificaciones, lo cual requiere la inyección de metanol. Consecuentemente, una porción del metanol inyectado vuelve a presentarse en la corriente de crudo/agua/gas producida.

En este PDM consideraremos la presencia del metanol en la corriente de crudo/agua/gas producida y se determinará las trazas cuantitativas del metanol presentes en el gas deshidratado con el TEG. Para lograr esto, hemos simulado por modelo computacional una facilidad de producción costa fuera consistente de crudo/agua/gas, separación multi etapa, compresión, y la deshidratación con TEG, y así determinando la concentración en el gas seco. Adicionalmente hemos estudiado el impacto de la temperatura del gas húmedo, numero de etapas teóricas en el contactor TEG, concentración de vapor de agua en el gas seco, y gasto del TEG pobre en la concentración del metanol en el gas deshidratado. Para este propósito el contenido del metanol en la corriente de producción fue asumido entre cero y 350 PPM (V).

Caso en Estudio:

Un diagrama del flujo de proceso (PFD) simplificado para la facilidad considerada en este estudio se presenta en la Figura 1. La corriente de producción ( crudo, agua, gas, y metanol) fue introducido a un separador de alta presión en donde el agua libre, y gas fueron separados, y el crudo fue dirigido a un  separador intermedio y de baja para la subsiguiente separación del gas y crudo. Los gases de despojo de los separadores fue recomprimido y enfriado a 48 bara, y 35°C (696 lpca y 95°F) antes de introducirse al contactor TEG para su deshidratación. El gas seco fue comprimido adicionalmente (no mostrado en el PFD) a 232 bara (3365 lpca) para propósitos de reinyección y exportación. Para lograr una especificación de 32 mg/Sm³ (2 lbm/MMpcs) o menor, una concentración del glicol pobre de 99.95 porcentaje de peso fue aplicada para todas las corridas de simulación.

Para estudiar el impacto de la concentración de metanol (MeOH) y determinar las trazas del TEG en el gas deshidratado, el contenido del MeOH en la corriente de alimentación hacia el separador de alta fue variado entre 0 a 350 PPM (V). Esta variación del MeOH fue seleccionada  debido a la duda de su concentración en ésta corriente de producción. La temperatura del gas húmedo comprimido es un parámetro importante en la operación de la unidad TEG, e impacta el contenido del vapor de agua en el gas seco, el caudal de circulación del TEG pobre, así como el número de etapas teóricas requeridas. Dependiendo del diseño y/o problemas operacionales como los de la formación de escamas en el lateral frio del enfriador de gas, la temperatura del gas húmedo pudiése ser mayor que los 35 a  50 °C con  incrementos de 5 °C (95 a 122 °F e incremento de 9 °F).  Dependiendo del requerimiento, 2 a 3 platos teóricos fue aplicado en la unidad contactora. Para cada caso el caudal del TEG pobre fue variado para cumplir con el contenido de agua especificado para cada caso.

Figura 1. Diagrama de Flujo de Proceso aplicado en este estudio de caso

Resultados y Discusión

La programación (software) [6] del ProMax fue aplicada para efectuar las simulaciones para distintos puntos de interés, y se determinaron las concentraciones/trazas del MeOH en el gas deshidratado con TEG. Doce casos fueron analizados en los cuales los números de etapas teóricas, temperatura y presión del gas húmedo, contenido de vapor de agua del gas seco, concentración del glicol pobre, tasa de circulación, y la presión y temperatura fueron especificados. Para cada caso el contenido del MeOH en el gas de alimentación hacia el separador de alta (HP) fue asumido entre 0 a 350 ppmv, y la concentración correspondiente del MeOH en el gas seco fue determinado. La Tabla 1 presenta los resultados de la simulación para uno de los 12 casos efectuados. El % de absorción presentado en las últimas dos columnas de la Tabla 1 se define como:

% Total = 100 ( ppmv del MeOH en la alimentación al separador de alta – MeOH en el gas seco)/(MeOH ppm en la alimentación  al separador de alta)

% del TEG en el Contactor = 100(MeOH ppm gas húmedo – MeOH en el gas seco)/MeOH ppm en el gas húmedo).

Nota: Los porcentajes del MeOH calculados se mantienen relativamente constante, e independiente del MeOH en el gas de alimentación al separador HP. Como se observa en la última fila de la Tabla 1, el procentaje total  ponderado total de absorción del MeOH se fijan en 61.1, y 30.6 respectivamente.

Tabla 1. Resultado típicos de la simulación

El perfil de concentración del MeOH en el gas seco como función de la concentración del MeOH en la alimentación al separador HP, y la concentración del MeOH en el gas húmedo para 4 de los casos se presentan en la Figuras 2, y 3 respectivamente. Note el numero de platos teóricos (N= 3), y la especificación del gas seco (16 mg/Sm³) se mantuvieron constantes en estas dos Figuras.

Estas dos Figuras indican que mientras aumenta la temperatura del gas húmedo, la temperatura del TEG pobre aumenta; de manera que se retiene mayor cantidad (absorbe) por la solución del TEG. Esto se explica por el hecho de que mientras aumenta la temperatura del gas húmedo, su capacidad de retención de vapor de agua aumenta. Como se ha debido mantener el contenido del vapor de agua del gas seco constante, mayor cantidad de la solución TEG es requerida para remover el agua. Por cuanto la tasa del TEG es mayor, la cantidad del MeOH absorbido en el contactor es también mayor.

La Tabla 2 presenta el resumen de los resultados para los 12 casos investigados. Como se muestra en esta Tabla, para una especificación del contenido de agua de 16 mg/Sm³ (1 lbm/MMpcs), en comparación a los tres platos teóricos, el caso de 2 platos requiere mayor tasa de circulación; por ende el factor  de   absorción del    MeOH aumenta   drásticamente (menores trazas del MeOH en el gas seco). La absorción del MeOH es función de la tasa de circulación del TEG en el contactor. Mientras mayor es la circulación, también aumenta al absorción. Este alto % de absorción es favorable para las unidades de proceso aguas abajo; sin embargo, para casos de N=3 , y temperaturas del gas húmedo de 45 y 50 °C, los litros de TEG requeridos para la remoción de un kg de agua es mayor que el valor recomendado. De acuerdo al Capítulo 18 de la referencia [5], el rango recomendado es entre 16 y 50 litros de TEG por cada kg de agua removido ( 2 a 6 gal/lb de agua removida). Para una especificación del gas seco de 32 mg/Sm³ (32 lbm/MMpcs) y dos platos teóricos, la concentración requerida para el caudal del TEG se reduce dentro del rango recomendado para las cuatro temperaturas del gas húmedo.

Figura 2. Variación del contenido del MeOH del gas deshidratado con TEG como función del contenido del MEOH el en gas de alimentación, y temperatura del gas humedo.

Figura 3. Variación del contenido de MeOH en el Gas deshidratado como función de la temperatura del gas húmedo con contenido del MeOH.

Tabla 2. Resumen de todos los resultados de simulación

Los resultados en la Tabla 2. También se presentan en las Fiiguras 4, y 5. Estas Figuras se pueden aplicar para aproximar rápidamente el contenido del MeOH en el gas deshidratado por el TEG para un numero de platos teóricos, mas la temperatura y contenido del MeOH del gas húmedo.

En resumen, un estudio de caso basado en una facilidad de producción costa-fuera fue ejecutada para investigar el impacto en el diseño y parámetros operacionales en las trazas del MeOH en el TEG deshidratado. Los resultados se resumen como sigue:

1. La concentración del MeOH en el gas deshidratado es proporcional a la concentración del MeOH en la alimentación al separador de alta, o en el gas húmedo hacia el contactor.
2. La concentración del MeOH en el gas deshidratado por el TEG disminuye mientras aumenta la temperatura del gas húmedo.
3. La concentración del MeOH en el gas deshidratado por el TEG disminuye mientras se reduce el número de platos teóricos, ( o mientras el caudal de circulación del TEG aumenta).

Nótese que los resultados fueron tomados de doce simulaciones para un solo caso en estudio. Se podrán aplicar en forma generalizada como guía. Pensamos que cada caso específico debe ser analizado a plenitud, y por separado.

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By: Dr. Mahmood Moshfeghian

Traducción al Español por: Dr. Frank E. Ashford

Reference:

1. Bullin, K.A., Bullin, J.A., “Optimizing methanol usage for hydrate inhibition in a gas gathering system,” Presented at the 83^rd Annual GPA Convention – March 15, 2004.
2. Szymczak, S., Sanders, K., Pakulski, M., Higgins, T.; “Chemical Compromise: A Thermodynamic and Low-Dose Hydrate-Inhibitor Solution for Hydrate Control in the Gulf of Mexico,” SPE Projects, Facilities & Construction, (Dec 2006).
3. Campbell, J. M., “Gas Conditioning and Processing”, Vol. 1, The Basic Principles, 8^th Ed., Second Printing, J. M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, (2002).
4. Asadi Zeydabadi, B., Haghshenas, M., Roshani, S., and Moshfeghian, M., “Prevent system hydrate formation during sudden depressurization,” Hydrocarbon Processing, J., pp 83-91, April 2006.
5. Campbell, J. M., “Gas Conditioning and Processing”, Vol. 2, The Equipment Module, 8^th Ed., Second Printing, J. M. Campbell and Company, Norman, Oklahoma, (2002).
6. ProMax 3.1, Bryan Research and Engineering, Inc, Bryan, Texas, 2009.

Figura 4. Efecto de la temperatura del gas humedo y % de absorción del numero de platos teroricos en el % de absorción del MeOH en el contactor

Figura 5. Efecto de la temperatura del gas húmedo y especificación del contenido de agua en el % de absorción en el MeOH del Contactor.