SYLLABUS DE GAS NATURAL 1-2013.doc.docx

F A C U L T A D D E C I E N C I A Y T E C N O L O G I A

unidad academica santa cruz

facultad de ciencia y tecnología

ingeniería en gas y petróleos

octavo semestre

syllabus de la asignaturagas natural

elaborado : ing. nelson hurtado morales

gestión : 1-2013

1U N I V E R S I D A D D E A Q U I N O B O L I V I A

udaboluniversidad de aquino bolivia

acreditada como plena mediante r.m. 288/01

vision de la universidad

ser la universidad líder en calidad educativa.

mision de la universidad

desarrollar la educación superior universitaria con calidad y competitividad al servicio de la sociedad.

estimado (a) estudiante:

el syllabus que ponemos en tus manos es el fruto del trabajo intelectual de tus docentes, quienes han puesto sus mejores empeños en la planificación de los procesos de enseñanza para brindarte una educación de la más alta calidad. este documento te servirá de guía para que organices mejor tus procesos de aprendizaje y los hagas mucho más productivos. esperamos que sepas apreciarlo y cuidarlo.

aprobado por: fecha:

sello y firmajefatura de carrera

PROCESOS DEL GAS UDABOL

asignatura: gas natural icódigo:requisito:carga horaria:horas teóricashoras practicascréditos:

justificacion

que el alumno posea la información básica para interpretar, operar, seleccionar, contrastar, recepcionar, calcular y diseñar funcionalmente instalaciones para producción (captación), separación, refinación, almacenaje, transporte, distribución y utilización racional (respondiendo a las normas de salud, seguridad y conservación del medio ambiente) de gases naturales y manufacturados, gasolinas y derivados dehidrocarburos .

objetivos.

determinar cromatográficamente la composición del gas.

describir los procedimientos utilizados en la deshidratación del gas.

describir los procedimientos utilizados en la absorción de gas.

diseñar los diferentes tipos de compresores de gas.

diseñar los diferentes tipos de separadores de fase.

contenidos minimos.

descripción de los depósitos de gas. producción de pozos de gas. reservorios de gas en bolivia. proceso de deshidratación del gas. proceso de absorción del gas. proceso de endulzamiento del gas. compresores. diseño de compresores. separadores de fases.

Ing. Nelson Hurtado


diseño de separadores. intercambiadores de calor diseño de intercambiadores de calor torres de fraccionamiento diseño de torres de fraccionamiento

PROGRAMA ANALITICO

EMA 1 PROPIEDADES DEL GAS NATURAL1. Introducción

2.Gas natural 3.Ley de los gases ideales

3.1 Ley de boyle

3.2 Ley de charles

3.3 Ley de charles y boyle

3.4 Ley de avogadro

4.Ecuación para los gases ideales

5.Mezclas de gases ideales

5.1 Ley de dalton

5.2 Ley de amagar

5.3 Fracción de volumétrica

5.4 Peso molecular aparente

5.5 Fracción molar

5.6 Densidad del gas

Ing. Nelson Hurtado


6. Gases reales

6.1 Método de obtención del factor de compresibilidad z

6.1.1.Correlaciones de standing y katz1

6.1.2 Correlaciones de brill & beggs

6.1.3 Correlaciones de dranchuk, purvis y robinson2

6.1.4 Correlaciones de hall-yarborough3

7. Factor volumétrico del gas natural4

8. Compresibilidad isotérmica de gas natural5

8.1 Compresibilidad para un gas ideal

8.2 Compresibilidad para un gas real

9.Viscosidad del gas natural6

9.1 Determinación de la viscosidad método de carr, kobayashi y burrows

9.2 Determinación de la viscosidad método de lee, gonzález y eakin 7

10. Factor de compresibilidad para un sistema bifásico para gases retrogrado

1

2 3

4

5

6

7

Ing. Nelson Hurtado


TEMA 2

FUNDAMENTOS DE LA SEPARACIÓN DE HIDROCARBUROS

1.Introduccion2.Separadores

3.Principios de separación

4.Condiciones de operación

5.Proceso de separación

6.Condiciones mecánicas del separador

6.1 Cambio de velocidad

6.2 Cambio de dirección

6.3 Tiempo de residencia

6.4 Superficie interface

7.Eficiencia de un separador

8.Tipos de separadores

9.Pasos para calcular un separador horizontal trifásico

TEMA 3

DESHIDRATACIÓN DEL GAS NATURAL1.Introducción

2.Contenido de agua en el gas natural

3.Hidratos de gas natural

3.1Contenido de agua en la región de hidrato

3.2 Predicción de condiciones para la formación de hidratos

3.3Predicción de formación de hidratos con base en la composición para gases

dulces

3.4Predicción de formación de hidratos para gases con alto contenido de co2/h2s

3.5Inhibición de hidratos

4.Proceso de deshidratación con glicol

4.1 Separador de entrada

4.2 Absorbedora

4.3 Tambor flash

Ing. Nelson Hurtado


4.4 Regeneradora o despojadora de agua

4.5 Rehervidor

4.6 Bomba de glicol

TEMA 4

ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL

1.Introducción

2Procesos en baches, tandas

2.1 Ventajas

2.2 Desventajas

3.Procesos de líquidos y lechadas.

4.Torre de contacto típica para líquidos y lechadas.

5.Otros procesos de endulzamiento.

5.1Procesos de conversión directa:

5.2 Procesos de adsorción

5.3 Separación por membranas

5.3.1 Características de las membranas

6.Uso de aminas

6.1 Descripción de las aminas:

6.2Tasa de flujo de la amina:

7.Sistema de absorción.

8.Sistema de regeneración.

9.Materiales de construcción

Ing. Nelson Hurtado


TEMA 1 PROPIEDADES DEL GAS NATURAL

1. INTRODUCCIÓN

Las leyes que nos describen el comportamiento de los gases en término de presión, volumen y

temperatura han sido conocidas algunos años atrás, estas leyes son relativamente simples para

un fluido hipotético conocido tan bien como un gas ideal. Este capitulo revisa la ley de los gases

perfecto y como ellos pueden ser modificado para describir el comportamiento real de los

gases, los cuales podrían desviar significativamente de acuerdo a la ley bajo las condiciones de

presión y temperatura.

Un gas es definido como un fluido homogéneo de baja densidad y viscosidad la cual no tiene un

volumen definido, pero se expande completamente llenando el recipiente donde estas

contenido. El conocimiento de la presión-volumen –temperatura (PVT) relacionado con otras

propiedades físicas y químicas de los gases en condiciones de reservorio, es esencial conocer

las propiedades físicas del gas natural obtenida en laboratorio bajo condiciones de fondo para

predecir y conocer el comportamiento de los gases referida a las mezcla.

En El análisis del comportamiento total de un sistema de producción es mucho más importante

el conocimiento de la composición de las propiedades físico – químicas del fluido que será

producido para aplicar el método adecuado en la optimización del pozo.

2.Gas Natural

Es una mezcla de hidrocarburos gaseoso, presentes en forma naturales estructuras

subterráneas. El gas natural consiste principalmente de metano (80%) y proporciones

significativas de etano, propano butano, pentano y pequeñas cantidades de hexano, heptano y

fracciones más pesadas. Habrá siempre alguna cantidad de condensado y/o petróleo asociado

como el gas.

El término también es usado para designar el gas tratado que abastece la industria y a los

usuarios comerciales y domésticos, y tienen una cualidad específica. Esta mezcla de

Ing. Nelson Hurtado


hidrocarburos gaseosos presentan algunas impurezas, principalmente de: nitrógeno (N 2) ,

dióxido de carbono (CO 2) y gas sulfhídrico (H2 S ) .

Composición del Gas Natural

Composición típica:

Metano (CH 4) usualmente > 80%

Etano (C2 H6 ) 2 a 10 %

otros hidrocarburos:

Propano (C3 H8 ) , Isobutano (i−C4 H10 ) , Butano normal (n−C4 H10) , Isopentano

(i−C5 H12 ) , Pentano normal (n−C5 H12 ) , Hexano (C6 H14 ) , fracciones mas pesadas

(C7 H 16+ ) ;

hidrocarburos cíclicos y aromáticos: ocasionalmente pueden ocurrir en pequeñas proporciones.

Impurezas comunes: nitrógeno (N 2) , dióxido de carbono (CO 2) y gas sulfhídrico (H2 S )

Comportamiento de los gases ideales

La teoría cinética de los gases postula que el gas esta compuesto de una cantidad de partículas llamadas

moléculas para un gas ideal, el volumen de estas moléculas es insignificante comparado con el volumen

total ocupado por el gas, también se asume que estas moléculas no tiene una fuerza de atracción o

repulsión entre ellas y así se asume que todas las colisiones de las moléculas son perfectamente elástica.

3.Ley de los Gases Ideales

Un gas ideal es un fluido en que:

El volumen ocupado por las moléculas es pequeño con respecto al volumen ocupado por el

fluido total.

Las colisiones intermoleculares son enteramente elásticas, no ocurriendo por tanto perdida de

energía en la colisión.

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No tienen fuerzas atractivas o repulsivas entre las moléculas.

La base para describir el comportamiento ideal de los gases viene dada de la combinación de

las llamadas ley de los gases ideales.

3.1 Ley de Boyle

Boyle8 observo experimentalmente que el volumen de un gas ideal es inversamente

proporcional a la presión absoluta, si la temperatura de una cantidad dada de gas es constante,.

Vα

1p o pV=cons tan te

P1

P2

=V 2

V 1 o P1 V 1=P2V 2

Reagrupando:

V 2=V 1

p1

p2 eq.(3.1)

3.2Ley de Charles

La ley de Charles expresa en sus dos partes:

1.- A presión constante, el volumen variará directamente como la temperatura absoluta,

expresado en la ecuación,

VαT o

TV

=cons tan te

V 1

V 2

=T1

T2 o

T 1

V 1

=T 2

V 2

8

Ing. Nelson Hurtado


Reagrupando:

V 2=V 1

T2

T1 eq.(3.2)

2.- A volumen constante, la presión absoluta variará directamente con la temperatura expresada

en la ecuación:

pαT o

Tp=cons tan te

P1

P2

=T1

T2 o

T1

P1

=T2

P2

Reagrupando::

p2=p1

T 2

T 1 eq.(3.3)

3.3 Ley de Charles y Boyle

Las relaciones de las leyes de Charles y Boyle9 pueden ser combinadas para dar la siguiente

relación:

p1 V 1

T1

=p2 V 2

T 2

=cons tan te eq.(3.4)

3.4 Ley de Avogadro

A Volúmenes iguales todos los gases en las mismas condiciones de presión y temperatura

contienen el mismo número de moléculas10”. Sabiendo que existe 2 .733 x106 moles en una

lb−mol de cualquier gas. La ley de Avogadro, se puede observar que el peso de un volumen

9

10

Ing. Nelson Hurtado


de gas es una función de peso de las moléculas, y que hay algún volumen en que el gas

necesitaría, en libras, el calor numérico de su peso molecular. El volumen en que en peso del

gas en libras es igual al numérico de sus pesos moleculares es conocido como el volumen

molar. Una libra mol de un gas ideal ocupa 379 pié3 a 60ºF y14.73psia. Estas condiciones de

presión y temperatura son comúnmente referidas a las condiciones normales.

4.Ecuación para los gases ideales

La ecuación de estado para un gas ideal se puede reducir de una combinación de las leyes de

Boyle, Charles / Gay Lussac y Avogadro.

pV=nRT eq.(3.5)

Donde

p = Presión absoluta, psia

V = Volumen, ft3

T = Temperatura absoluta, ºR

n = Número de libras-mol, donde 1 lb-mol es el peso molecular del gas (lb)

R = Constante universal de los gases, para las unidades decimales tiene

el valor de:

(14 .7 psia ) (379 .4 ft 3 )(1lb−mol ) (520ºR )

=10 .73 psia ft 3/ lb−mol ºR

El número de lb-mol de un gas es ideal a la masa de gas dividido por el peso molecular

del gas, la ley ideal de gas puede ser expresada como:

Ing. Nelson Hurtado


pV= m

MRT

eq.(3.6)

Donde

m = masa de gas, lb

M = peso molecular de gas, lbm/ lb−mol

TABLA 3.1

Valores de la Constante de Gas, R

Unidades R

atm , cc / g−mole , ºK 82.06

BTU /lb−mole , ºR 1.987

psia , cu ft / lb−mole , ºR 10.73

lb /sq ft abs , cu ft / lb−mole , ºR 1544

atm , cu ft / lb−mole , ºR 0.730

mm Hg , liters/ g−mole , ºK 62.37

in . Hg , cu ft /lb−mole , ºR 21.85

cal /g−mole , ºK 1.987

kPa , m3 /kg−mole , ºK 8.314

J /kg−mole , ºK 8314

5.Mezclas de Gases Ideales

La mezcla de los gases ideales son usualmente interesante en el comportamiento y el trato con

componentes puros. Por que el gas natural es una mezcla de componentes de hidrocarburos,

Ing. Nelson Hurtado


las otras propiedades físicas y químicas pueden ser determinadas de las propiedades

individuales de cada componente en la mezcla.

El tratamiento anterior del comportamiento de los gases se plica solo para gases de un único

componente. Como el ingeniero de gas rara vez trabaja con gases puros, el comportamiento de

una mezcla de varios componentes se debe tratar. Para esto se requiere la introducción de dos

leyes adicionales.

5.1 Ley de Dalton

En una mezcla gaseosa cada gas ejerce una presión igual que aquella que ejercería si este

ocupa el mismo volumen como la mezcla total. Esta presión es llamada presión parcial. La

presión total es la suma del las presiones parciales. Esta ley es valida solamente cuando la

mezcla y cada componente de la mezcla obedece a la ley de los gases ideales.

La presión parcial ejercida por cada componente de la mezcla de gas puede ser calculado

utilizando la ley de los gases ideales. Considérese una mezcla conteniendo n A moles de

componente A, nB moles de componente B y

nC moles de componente C. La presión ejercida

por cada componente de la mezcla gaseosa puede ser determinada con la ecuación del gas

ideal.

pA=nARTV ,

pB=nBRTV ,

pC=nCRTV

De acuerdo con la ley de Dalton, la presión es la suma de las presiones parciales.

Ing. Nelson Hurtado


p=p A+pB+ pC

p=nARTV

+nBRTV

+nCRTV

p=RTV

∑ ni=RTV

n

La relación de presión parcial del componente i, pi, a la presión total de la mezcla p es:

p i

p=

ni

∑ ni

=ni

n= y i

eq.(3.7)

Donde:

y i = Fracción molar del componente i

ni =Número de moles del componente i, siendo i = 1,2,......,N

∑ ni = Número total de moles en la mezcla.

5.2 Ley de Amagar

En una mezcla gaseosa el volumen total es la suma de los volúmenes de cada

componente que ocuparía en una presión y temperatura dada. Los volúmenes ocupado

por los componentes individuales son conocidos como volúmenes parciales. Esta ley es

correcta solo si la mezcla y cada componente obedecen a la ley de los gases ideales.El

volumen parcial ocupado por cada componente de una mezcla de gas de n A moles de

componente A, nB moles de componente B e nC moles de componente C, y así

sucesivamente puede ser calculado utilizando la ley de los gases ideales.

Ing. Nelson Hurtado


V A=nARTp ,

V B=nBRTp ,

V C=nCRTp

. .. .. . .

De acuerdo con la Ley de Amagat, el volumen total es:

V=V A+V B+V C+. ..

V=nARTp

+nBRTp

+ncRTp

+ .. .

V=RTp

∑ ni=RTp

n

La relación de volumen parcial del componente i al volumen total de la mezcla es:

V i

V=

niRTp

nRTp

=ni

n= y i

eq.(3.8)

Donde

V i = Volumen ocupado por el componente i a las condiciones normales.

V = Volumen total de la mezcla medido a las condiciones normales,

5.3 Fracción de Volumétrica

La fracción volumétrica de un componente especifico en una mezcla esta definido como el

volumen de un componente dividido el volumen total de la mezcla.

Vi = vi / Vt

Ing. Nelson Hurtado


Vi = fracción volumétrica del componente i en el gas

vi = volumen ocupado por el componente i

Vt = volumen total de la mezcla

Es conveniente en cualquier calculo de ingeniería convertir de fracción molar a fracción de

peso o viceversa. El procedimiento de conversión de la composición de la fase de gas de

la fracción molar o fracción de peso esta mostrada en el siguiente procedimiento.

1. Asuma que el numero total de moles de la fase gasífera es uno n = 1

2. de ecuación de la fracción molar se tiene que ni = yi

3. el número de moles de un componente es igual a el peso de los componentes

dividido por el peso molecular de el componente, también pude ser expresado por la

ecuación 3.9,el peso de los componentes puede ser expresado como ec. 3.10

n = m/MW eq.(3.9)

mi = yi* M* Wi eq.(3.10)

4. por lo tanto wi = mi/mt

El procedimiento es ilustrado a través del siguiente ejemplo tabla 3.2

Tabla 3.2

Determinación de la composición en peso

Componente yi Mwi Mi=yi*Mwi Wi= mi/mt

C1 0,65 16,04 10,426 0,3824

C2 0,10 30,07 3,007 0,1103

C3 0,10 44,10 4,410 0,1618

C4 0,10 58,12 5,812 0,2132

C5 0,05 72,15 3,608 0,1323

27,263

Ing. Nelson Hurtado


5.4 Peso Molecular Aparente

Una mezcla gaseosa se comporta como si fuera un gas puro con un peso, molecular

definido11. Este peso molecular es conocido como un peso molecular aparente y es

definido como:

M a=∑ yi M i eq.(3.11)

Donde:

M a = Peso molecular aparente de la mezcla.

y i = Fracción molar del componente i.

M i = Peso molecular del componente i.

EL peso molecular de cada componente i puede ser encontrado en la tabla 3.4

5.5 Fracción Molar

La fracción molar de un componente en particular es definido como el numero de moles de

un componente dividido el numero de moles totales de todos los componente de la

mezcla.

Yi = ni /nt

Yi = fracción molar del componente i en la mezcla

ni = numero de moles del componente i

nt = numero de moles total de la mezcla

En la tabla 3.3 mostraremos el ejemplo 3.2 de la determinación de la composición en

fracción molar

11

Ing. Nelson Hurtado


Tabla 3.3

Determinación de la composición en fracción molar

Componente wi Mwi ni=wi/Mwi yi= ni/nt

C1 0,40 16,04 0,025 0,6628

C2 0,10 30,07 0,003 0,0884

C3 0,20 44,10 0,005 0,1205

C4 0,20 58,12 0,003 0,0915

C5 0,10 72,15 0,001 0,0368

0,038

5.6 Densidad del Gas

La densidad del gas por definición es la relación entre las masas específicas del gas y del

aire, ambas medidas en las mismas condiciones de presión y temperatura, esto es:

γ g=ρg

ρar eq.(3.12)

Admitiéndose comportamiento de gas ideal, en la ecuación 3.5, el número de moles n es

la relación entre la masa de gas m y su masa molecular M, ecuación 3.6. La masa

especifica es definida conociendo la relación entre la masa y el volumen, o sea:

ρg=

mV

= pMRT eq.(3.13)

Y la masa específica del aire es:

ρaire=

p∗28 .97RT eq.(3.14)

Por tanto, la densidad de un gas es:

Ing. Nelson Hurtado


γ g=ρgas

ρaire

=

p MRT

p ∗ 28 .97RT

=M

28 . 97

eq.(3.15)

Donde

γ g = Densidad del gas.

M = Peso Molecular, lbm/ lb−mol

28 . 97 = Peso Molecular del aire.

Tabla 3.4 Propiedades de los Hidrocarburos

Nº

Com

pou

nd

For

mul

a

Mol

ecul

ar

We

ight

s

Boi

ling

Po

int º

F,

14.6

96

psia

Vap

or P

ress

ure,

100º

F, p

sia

Fre

ezin

g P

oint

, ºF

14.6

96

psia

Crit

ical

Pre

ssur

e,p

sia

Crit

ical

Tem

pera

tura

ºF

Crit

ical

Vol

ume

c

u

ft/lb

1 Methane CH 416.043 -258.73 (5000) -296.44 666.4 -116.67 0.0988

2 Ethane C2 H630.070 -127.49 (800) -297.04 706.5 89.92 0.0783

3 Propane C3 H844.097 -43.75 188.64 -305.73 616.0 206.06 0.0727

4 Isobutane C4 H1058.123 10.78 72.581 -255.28 527.9 274.46 0.0714

5 n-Butane C4 H1058.123 31.08 51.706 -217.05 550.6 305.62 0.0703

6 Isopentane C5 H1272.150 82.12 20.445 -255.82 490.4 369.10 0.0679

7 n-Pentane C5 H1272.150 96.92 15.574 -201.51 488.6 385.8 0.0675

8 Neopentane C5 H1272.150 49.10 36.69 2.17 464.0 321.13 0.0673

9 n-Hexane C6 H1486.177 155.72 4.9597 -139.58 436.9 453.6 0.0688

10 2-Methylpentane C6 H1486.177 140.47 6.769 -244.62 436.6 435.83 0.0682

11 3-Methylpentane C6 H1486.177 145.89 6.103 ---------- 453.1 448.4 0.0682

12 Neohexane C6 H1486.177 121.52 9.859 -147.72 446.8 420.13 0.0667

Ing. Nelson Hurtado


13 2,3-Dimethylbutane C6 H1486.177 136.36 7.406 -199.38 453.5 440.29 0.0665

14 n-Heptane C7 H16100.204 209.16 1.620 -131.05 396.8 512.7 0.0691

15 2-Methylhexane C7 H16100.204 194.09 2.272 -180.89 396.5 495.00 0.0673

16 3-Methylhexane C7 H16100.204 197.33 2.131 ---------- 408.1 503.80 0.0646

17 3-Ethylpentane C7 H16100.204 200.25 2.013 -181.48 419.3 513.39 0.0665

18 2,2-Dimethylpentane C7 H16100.204 174.54 3.494 -190.86 402.2 477.23 0.0665


20 3,3-Dimethylpentane C7 H16 100.204 186.91 2.774 -210.01 427.2 505.87 0.0662

Tabla 3.4 Propiedades de los Hidrocarburos

Nº

Com

poun

d

For

mul

a

Mol

ecul

ar W

eigh

ts

Boi

ling

Poi

nt º

F, 1

4.69

6 ps

ia

Vap

or P

ress

ure,

100

ºF, p

sia

Fre

ezin

g P

oint

, ºF

14.

696

psia

Cri

tica

l Pre

ssur

e,ps

ia

Cri

tica

l Tem

pera

tura

ºF

Cri

tica

l Vol

ume

cu

ft/l

b

1 Methane CH 416.043 -258.73 (5000) -296.44 666.4 -116.67 0.0988

2 Ethane C2 H630.070 -127.49 (800) -297.04 706.5 89.92 0.0783

3 Propane C3 H844.097 -43.75 188.64 -305.73 616.0 206.06 0.0727

4 Isobutane C4 H1058.123 10.78 72.581 -255.28 527.9 274.46 0.0714

5 n-Butane C4 H1058.123 31.08 51.706 -217.05 550.6 305.62 0.0703

6 Isopentane C5 H1272.150 82.12 20.445 -255.82 490.4 369.10 0.0679

7 n-Pentane C5 H1272.150 96.92 15.574 -201.51 488.6 385.8 0.0675

8 Neopentane C5 H1272.150 49.10 36.69 2.17 464.0 321.13 0.0673

9 n-Hexane C6 H1486.177 155.72 4.9597 -139.58 436.9 453.6 0.0688

10 2-Methylpentane C6 H1486.177 140.47 6.769 -244.62 436.6 435.83 0.0682

11 3-Methylpentane C6 H1486.177 145.89 6.103 ---------- 453.1 448.4 0.0682

12 Neohexane C6 H1486.177 121.52 9.859 -147.72 446.8 420.13 0.0667

13 2,3-Dimethylbutane C6 H1486.177 136.36 7.406 -199.38 453.5 440.29 0.0665

14 n-Heptane C7 H16100.204 209.16 1.620 -131.05 396.8 512.7 0.0691

Ing. Nelson Hurtado


15 2-Methylhexane C7 H16100.204 194.09 2.272 -180.89 396.5 495.00 0.0673

16 3-Methylhexane C7 H16100.204 197.33 2.131 ---------- 408.1 503.80 0.0646

17 3-Ethylpentane C7 H16100.204 200.25 2.013 -181.48 419.3 513.39 0.0665



20 3,3-Dimethylpentane C7 H16 100.204 186.91 2.774 -210.01 427.2 505.87 0.0662

Nº

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b

21 Triptane C7 H16100.204 177.58 3.375 -12.81 428.4 496.44 0.0636

22 n-Octane C8 H18114.231 258.21 0.5369 -70.18 360.7 564.22 0.0690

23 Diisobutyl C8 H18114.231 228.39 1.102 -132.11 360.6 530.44 0.0676

24 Isooctane C8 H18114.231 210.63 1.709 -161.27 372.4 519.46 0.0656

25 n-Nonane C9 H20128.258 303.47 0.1795 -64.28 331.8 610.68 0.0684

26 n-Decane C10 H22142.285 345.48 0.0608 -21.36 305.2 652.0 0.0679

27 Cyclopentane C5 H1070.134 120.65 9.915 -136.91 653.8 461.2 0.0594

28 Methylcyclopentane C6 H1284.161 161.25 4.503 -224.40 548.9 499.35 0.0607

29 Cyclohexane C6 H1284.161 177.29 3.266 43.77 590.8 536.6 0.0586

30 Methylcyclohexane C7 H1498.188 213.68 1.609 -195.87 503.5 570.27 0.0600

31 Ethene (Ethylene) C2 H428.054 -154.73 -------- -272.47 731.0 48.54 0.0746

32 Propene (Propylene) C3 H642.081 -53.84 227.7 -301.45 668.6 197.17 0.0689

33 1-Butene (Butylene) C4 H 856.108 20.79 62.10 -301.63 583.5 295.48 0.0685

34 Cis-2-Butene C4 H 856.108 38.69 45.95 -218.06 612.1 324.37 0.0668

35 Trans-2-Butene C4 H 856.108 33.58 49.89 -157.96 587.4 311.86 0.0679

36 Isobutene C4 H 856.108 19.59 63.02 -220.65 580.2 292.55 0.0682

37 1-Pentene C5 H1070.134 85.93 19.12 -265.39 511.8 376.93 0.0676

38 1,2-Butadiene C4 H654.092 51.53 36.53 -213.16 (653) (340) (0.065

39 1,3-Butadiene C4 H654.092 24.06 59.46 -164.02 627.5 305 0.0654

40 Isoprene C5 H868.119 93.31 16.68 -230.73 (558) (412) (0.065

Ing. Nelson Hurtado


41 Acetylene C2 H226.038 -120.49 -------- -114.5 890.4 95.34 0.0695

42 Benzene C6 H678.114 176.18 3.225 41.95 710.4 552.22 0.0531

43 Toluene C7 H892.141 231.13 1.033 -139.00 595.5 605.57 0.0550

44 Ethylbenzene C8 H10106.167 277.16 0.3716 -138.96 523.0 651.29 0.0565

45 o-Xylene C8 H10106.167 291.97 0.2643 -13.59 541.6 674.92 0.0557

Nº

Com

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, ºF

14.

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ºF

Cri

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l Vol

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b

46 m-Xylene C8 H10106.167 282.41 0.3265 -54.18 512.9 651.02 0.0567

47 p-Xylene C8 H10106.167 281.07 0.3424 55.83 509.2 649.54 0.0570

48 Styrene C8 H8104.152 293.25 0.2582 -23.10 587.8 703 0.0534

49 Isopropylbenzene C9 H12120.194 306.34 0.1884 -140.81 465.4 676.3 0.0572

50 Methyl alcohol CH 4 O 32.042 148.44 4.629 -143.79 1174 463.08 0.0590

51 Ethyl alcohol C2 H6O 46.069 172.90 2.312 -173.4 890.1 465.39 0.0581

52 Carbon monoxide CO 28.010 -312.68 -------- -337.00 507.5 -220.43 0.0532

53 Carbon dioxide CO244.010 -109.257 -------- -69.83 1071 87.91 0.0344

54 Hydrogen sulfide H2 S 34.08 -76.497 394.59 -121.88 1300 212.45 0.0461

55 Sulfur dioxide SO264.06 14.11 85.46 -103.86 1143 315.8 0.0305

56 Ammonia NH 317.0305 -27.99 211.9 -107.88 1646 270.2 0.0681

57 Air N2+O228.9625 -317.8 -------- --------- 546.9 -221.31 0.0517

58 Hydrogen H22.0159 -422.955 -------- -435.26 188.1 -399.9 0.5165

59 Oxygen O231.9988 -297.332 -------- -361.82 731.4 -181.43 0.0367

60 Nitrogen N228.0134 -320.451 -------- -346.00 493.1 -232.51 0.0510

61 Chlorine Cl270.906 -29.13 157.3 -149.73 1157 290.75 0.0280

62 Water H2 O 18.0153 212.000 0.9501 32.00 3198.8 705.16 0.0497

63 Helium He 4.0026 -452.09 -------- -------- 32.99 -450.31 0.2300

64 Hydrogen Chloride HCl 36.461 -121.27 906.71 -173.52 1205 124.77 0.0356

Ing. Nelson Hurtado


6.Gases Reales

Básicamente la magnitud de desviación de los gases reales con respecto a los gases

ideales incrementa cuando incrementamos la presión y temperatura, variando también con

la composición del gas. El comportamiento de un gas real es diferente a un gas ideal, la

razón para esto es que la ley de los gases perfecto fue derivada bajo la asumición que el

volumen de moléculas es insignificantes y no existe atracción o repulsión entre las

moléculas, lo cual no es el caso para gases reales.

En la práctica los gases no se comportan de acuerdo con la ley definida por la ecuación

3.5 para las presiones y temperaturas de trabajo. Para expresar de forma mas real la

relación entre las variables p, V e T, un factor de corrección, denominado factor de

compresibilidad de gas Z, es introducido en la ecuación 3.5:

pV=ZnRT eq.(3.16)

Donde para un gas ideal, Z = 1.

El factor de compresibilidad varia con el cambio de presión y temperatura en la

composición del gas. Esto debe determinarse experimentalmente. Los resultados de la

determinación experimental del factor de compresibilidad son normalmente dados

gráficamente y normalmente toman la forma en la figura 3.112.

6.1 Método de obtención del factor de compresibilidad Z

12

Ing. Nelson Hurtado


Con el aparecimiento del teorema de los estados correspondiente, desarrollado por Van

der Waals (1873) posibilito la elaboración de ábacos universales para la obtención del

factor de compresibilidad de Z. Siguiendo este teorema, el principal desarrollo para los

gases, ya que todos los gases exhiben el mismo comportamiento cuando sometemos a las

mismas condiciones de presión, temperatura y volumen reducidos. El término reducido

traduce la razón entre la variable y/o su valor crítico:

pr=ppc eq.(3.17)

T r=TT c eq.(3.18)

V r=VV c eq.(3.19)

Donde:

pr = Presión reducida.

T r = Temperatura reducida.

V r = Volumen reducido.

pc = Presión crítica.

T c = Temperatura crítica.

V c = Volumen crítico.

Ing. Nelson Hurtado


Figura 3.1 Gráfico típico del factor de compresibilidad como una función de

la presión y temperatura constante.

El teorema de los estados correspondientes no es perfecto, mas aun cuando es aplicado a

gases con estructuras químicas similares (por ejemplo: hidrocarburos parafínicos) ofrece

un método de correlación con precisión satisfactoria para trabajos de ingeniería.

6.1.1.Correlaciones de Standing y Katz13

La correlación de Standing y Katz favorece valores de Z en función de presiones y

temperaturas reducidas y fue desarrollada con base en datos experimentales para gases

naturales sin impurezas. Su aplicación para gases ácidos requiere el uso de factores de

corrección para la presencia de CO2 y H2 S .

El procedimiento para la determinación de Z sigue los siguientes pasos:

Paso 1 - Determine las propiedades pseudo críticas

a. Composición conocida.

13

Ing. Nelson Hurtado


De Tabla 3-4 determinar el Peso Molecular, presión y temperatura pseudo críticas para

cada componente.

Obtener la Masa molecular aparente (M a ) de la mezcla, ecuación 3.11

Obtener las coordenadas pseudo críticas. Estas pueden ser calculadas a través de media

ponderadas de las coordenadas críticas de cada componente y su fracción molar en la

mezcla:

PPc=∑

i=1

nc

y i pci eq.(3.20)

T Pc=∑

i=1

nc

y iT ci eq.(3.21)

Donde

Pci = Presión Pseudo crítica del componente i.

T ci = Temperatura Pseudo crítica del componente i.

y i = Fracción molar del componente i.

nc = Número de componentes.

b. Composición desconocida.

־ Con la densidad del gas conocida usar la figura 3.2, donde la

presión y temperatura pseudo críticas son dadas14. O a través de las siguientes

correlaciones presentadas por Standing (1981):

14

Ing. Nelson Hurtado


Ppc=677−15 , 0 γ g−37 , 5 γ g2 eq.(3.22)

T pc=168+325 γ g−12 , 5 γ g2

eq.(3.23)

Estas ecuaciones están limitadas por el contenido de impurezas presentadas en

la mezcla gaseosa, los máximos porcentajes son de 3% H2 S y 5% N2 , o un

contenido total de impurezas de 7%.

Para salvar este obstáculo las propiedades obtenidas pueden ser corregidas.

Una alternativa es el uso de la figura 3.2 para el cálculo de las propiedades

pseudo críticas de una mezcla gaseosa de hidrocarburos cuando hay la presencia

de contaminantes, y el uso de la figura 3.3.

Ing. Nelson Hurtado


Ing. Nelson Hurtado

Fig. 3.2 Correlaciones para las Coordenadas Pseudo Criticas


Ing. Nelson Hurtado

Fig. 3.3 Propiedades seudo criticas del gas Natural


Para gas natural seco, es:

Ppc=706−51 ,7 γ g−11 ,1 γ g2

eq.(3.24)

T pc=187+330 γ g−71 , 5 γ g2

eq.(3.25)

Paso 2 - Correcciones de las propiedades pseudo críticas.

Debido a la presencia de gases que no son hidrocarburos, utilizamos el factor de

corrección de Wichert y Aziz dado por:

ε=120 ( A0,9−A1,6 )+15 ( B0,5−B4,0 ) eq.(3.26)

Donde

ε = Factor de ajuste de las propiedades pseudo críticas

A = Suma de las fracciones molares de H2 S+CO2 .

B = Fracción molar de H2 S .

Calcule la temperatura pseudo crítica ajustada por la siguiente expresión:

T´Pc=T Pc−ε eq.(3.27)

Y a la presión pseudo crítica ajustada por medio de:

P´Pc=

PPc T´Pc

T Pc+B (1−B ) ε eq.(3.28)

EL parámetro ε puede de ser también obtenido en la figura 4.4

Paso 3 - Factor de compresibilidad Z

El factor de compresibilidad Z, de la mezcla gaseosa es obtenido de la carta de

Standing & Katz, figura 3.5 en función de las coordenadas pseudo reducidas, o sea:

Ing. Nelson Hurtado


pPr=

ppPc eq.(3.29)

T pr=T

T Pc eq.(3.30)

O, si hay presencia de contaminantes:

pP r=

p

pPc

'

eq.(3.31)

T pr=T

T Pc

'

eq.(3.32)

6.1.2 Correlaciones de Brill & Beggs

Una modificación de las ecuaciones publicadas por Brill & Beggs15 (1974) favorece

valores del factor Z con precisión suficiente para la mayoría de los cálculos de

ingeniería:

Z=A+ 1−Aexp B

+CpPrD

eq.(3.33)

Donde:

A=1. 39(T pr−0 . 92 )0. 5−0 .36 T pr−0. 101 eq.(3.34)

B=(0 .62−0 .23 T pr ) ppr+( 0 . 066T pr−0 .86

−0 .037) ppr2 +

0. 32

109 (T pr−1 )

p pr6

eq.(3.35)

C=0 . 132−0 . 32 logT pr eq.(3.36)

D=anti log (0 .3106−0. 49T pr+0 .182 4 T pr2 ) eq.(3.37)

15

Ing. Nelson Hurtado


6.1.3 Correlaciones de Dranchuk, Purvis y Robinson16

Este método se basa en la ecuación de estado desarrollada por Benedicto, Webb and

Rubin para representar el comportamiento de hidrocarburos leves. Utilizando esa

ecuación, conteniendo ocho constantes características de cada sustancia, , Dranchuk et

al. Obtuvieron una ecuación explicita de la siguiente forma:

Z=1+(A1+A2

T r

+A3

Tr3 ) ρr+(A4+

A5

T r) ρ

r2+ A5 A6

ρr5

T r

+

A7 ρr2

Tr3

(1+ A8 ρr2) EXP (−A8 ρ

r2) eq.(3.38)

16

Ing. Nelson Hurtado


Ing. Nelson Hurtado

Fig. 3.4 Factor de ajuste de temperatura pseudo criticas


Donde

ρr=0 ,27Pr

ZTr eq.(3.39)

y las constantes de la correlación son dadas por:

A1 = 0,31506237 A5 =-0,61232032

A2 = -1,04670990 A6 =-0,10488813

A3 = -0,57832729A7 = 0,68157001

A4 = 0,53530771 A8 = 0,68446549

Ing. Nelson Hurtado

Fig. 3.5 Factor de compresibilidad para gases naturales


6.1.4 Correlaciones de Hall-Yarborough17

La ecuación de Hall-Yarborough, desarrollada usando la ecuación de estado de

Starling-Carnahan:

Z=0 ,06125 PPr t e−1,2(1−t)2

Y eq.(3.40)

Donde

PPr = Presión pseudo reducida.

t = Reciproco, da temperatura reducida (T Pc/T )

Y = Densidad reducida con la cual puede ser obtenida como la

solución de la ecuación.

FK=−0 ,06125 PPr t e−1,2 (1−t )2+Y +Y 2 +Y 3−Y 4

(1−Y )3−(14 ,76 t−9 ,76 t 2+4 , 58 t3 ) Y 2

+(90 , 7 t−242 , 2t2+42 , 4 t3 ) Y ( 2,18+2 ,82t )=0 eq .(3 . 41 )

Esta ecuación no linear puede ser convenientemente y resuelta usando las técnicas

simples de iteración de Newton-Raphson. Los pasos son:

1. Tomar una estimación inicial de YK

, donde K es un contador de iteración.

Y 1=0 ,001

2. Substituya este valor en la ecuación 3.39; a menos que el valor correcto de Y

tenga que ser inicialmente seleccionado, en la ecuación 3.39 sería un valor muy pequeños,

el valor de FK

diferente de cero.

17

Ing. Nelson Hurtado


3. Utilizando a primera serie de expansión de Taylor , una mejor estimación de Y

puede ser determinada por la ecuación:

Y K+1=Y K− FK

dF K /dY eq.(3.42)

Donde la expresión general para dF /dK puede ser obtenido como la derivada de la

ecuación 3.39.

dFdY

=1+4 Y +4 Y 2−4 Y 3+Y 4

(1−Y )4−( 29 ,52 t−19 ,52 t2+9 ,16 t3) Y

+(2 , 18+2 ,82t ) (90 ,7 t−242 ,2 t2+42 ,4 t3 )Y (1 ,18+2, 82 t ) eq.(3.43)

4. Iterando, usando la ecuación 3.39 y 3.40 antes que haya convergencia dentro

de una aproximación satisfactoria, FK≈0 .

5. Substituya este valor correcto de Y en la ecuación 3.38, para determinar el

valor de Z.

7. Factor Volumétrico del Gas Natural18

Relaciona el volumen de gas evaluado a condiciones de reservorio y el volumen del

mismo gas medido a condiciones superficiales de, psc y

T sc . Generalmente, se expresa

en pies cúbicos o barriles de volumen en el reservorio por pié cúbico de gas las

condiciones normales, o sus recíprocos, en pies cúbicos a las condiciones normales por

pié cúbico o barril de volumen en el reservorio.

Bg=V p , T

V sc eq.(3.44)

18

Ing. Nelson Hurtado


De acuerdo con la ecuación de estado de los gases reales, la ecuación 3.16, el volumen

de una determinada masa de gas m, equivalente a un número de moles n es dada en

condiciones de reservorio por:

V= ZnRTp eq.(3.45)

Donde T y p son la temperatura y la presión del reservorio. En las condiciones normales

esta misma masa de gas ocupa el volumen:

V=Zsc nRT sc

psc eq.(3.46)

El factor volumétrico de la formación en la ecuación 3.44 es:

Bg=

ZnRTp

Zsc nRT sc

psc

Bg=

ZTpsc

Zsc T sc pvol

std vol eq.(3.47)

Utilizando, T sc=520 ºR , psc=14 . 7 psia yZsc=1 , la ecuación 3.47 se hace:

Bg=ZT (14 . 7 )

1(520 )=0. 0283

ZTp

ft3 /scf eq.(3.48)

Bg=0. 00504ZTp

bbls /scf eq.(3.49)

Bg=35 . 35

pZT

scf / ft 3

eq.(3.50)

Ing. Nelson Hurtado


Bg=198 .4p

ZTscf /bbls

eq.(3.51)

8.Compresibilidad Isotérmica de Gas Natural19

La compresibilidad isotérmica del gas natural, es definida como el cambio de volumen

por unidad de volumen para una unidad de cambio en presión y temperatura constante,

C=− 1V (∂ V

∂ p )T eq.(3.52)

La compresibilidad es requerida en muchas ecuaciones del reservorio de

flujo de gas y puede ser evaluado de la siguiente manera:

8.1 Compresibilidad para un gas ideal

V=nRTp

y

(∂V∂ p )

T=−nRT

p2

por tanto

Cg=(− pnRT )(−nRT

p2 )

Cg=1p eq.(3.53)

19

Ing. Nelson Hurtado


8.2 Compresibilidad para un gas real

V=nRTZp y

(∂V∂ p )

T=nRT ( 1

p∂ Z∂ p

−Z

p2 ) por tanto

Cg=(− pnRTZ ) [nRT ( 1

p∂ Z∂ p

− Zp2 )]

o

Cg=1p− 1

Z∂ Z∂ p eq.(3.54)

La evaluación de Cg para gases reales requiere determinar como el factor Z varia con la

presión y temperatura. Porque la mayoría de las gráficas y ecuaciones que determinan Z

están como una función de presión y temperatura reducida, la compresibilidad reducida

viene a ser definida como: C r=Cg pc . Esta puede ser expresado como una función de

pr en un valor fijo de T r por:

C r=1pr

−1Z ( ∂ Z

∂ pr)T r eq.(3.55)

Valores de (∂ Z /∂ pr )T r puede obtener la pendiente de una curva constante de

T r de

la figura 3.5 al factor Z de interés. Valores de C r T r como una función de pr y T r

vienen a ser presentadas gráficamente por Mattar, et al. En la figuras 3.6 y 3.7. El

Ing. Nelson Hurtado


cambio de Z con p puede también ser calculado utilizando una expresión analítica

calculando el factor Z a la presiones ligeramente encima y abajo de la presión de

interés.

( ∂ Z∂ pr

)T r

=( Z1−Z2

pr 1−pr 2)

Tr eq.(3.56)

9.Viscosidad del Gas Natural20

Es una medida de resistencia al movimiento de fluido es definida como la relación entre

el esfuerzo cortante por unidad de área y el gradiente de velocidad en un punto

determinado.

μ=( F

A )( dV

dL ) eq.(3.57)

La viscosidad normalmente es expresada en centipoises o poises, pero se puede

convertir para otras unidades:

1 poise=100 centipoise=6 .72 x 10−2 lbm / ft−sec= 2 .09 x 10−3 lbf −sec / ft2=0 . 1kg/m−sec

La viscosidad absoluta de un gas natural varia con la composición y con las condiciones de presión y temperatura:

μ= f ( p ,T , composición )

9.1 Determinación de la viscosidad Método de Carr, Kobayashi y Burrows

Es la relación mas ampliamente utilizada en la industria del petróleo.

20

Ing. Nelson Hurtado


Paso 1 - Determine la viscosidad del gas a la presión atmosférica utilizando la figura

3.8

μ1=f ( M ,T )

EL peso molecular M lleva en consideración la influencia de la composición del gas en

la determinación de la viscosidad μ1 .

Paso 2 - Haga correlaciones para la presencia de N2 ,

CO2 y H2 S

.

(μ1 )cor=μ1+correlación H2 S+correlaciónCO2+correlación N2eq.(3.58)

Paso 3 - Calcule la presión y temperatura pseudo reducidas: pr y T r .

Paso 4 - Obtenga la relación μ/ μ1 en función de

pr y T r , utilizando los gráficos

de las figuras 3.9 y 3.10.

Paso 5 - Determine la viscosidad del gas por medio de:

μ=( μμ1

)×(μ1 )corr eq.(3.59)

9.2 Determinación de la viscosidad Método de Lee, González y Eakin 21

La viscosidad del gas puede ser obtenida por medio de:

μ=10−4 K EXP ( XρY ) eq.(3.60)

Donde

K=(9,4+0 , 02 M )T 1,5

209+19 M +T ; X=3,5+986

T+0 ,01 M

; Y=2,4−0,2 X

21

Ing. Nelson Hurtado


En estas ecuaciones las unidades utilizadas son: T=ºR , μg=cp

,

M=peso molecular , ρg=gr /cm3

.

Las correlaciones de Standing y Katz para el factor de compresibilidad son validas

solamente para sistema monofásico o gas seco. En los reservorios de Gas-Condensado

retrogrado existe una condensación del fluido durante la depleción del reservorio por

debajo del punto de Roció, obteniéndose un sistema bifásico con una fase liquida. En este

caso se deberá utilizar el factor de compresibilidad para dos fases. El factor de

compresibilidad es usado en las ecuaciones de balance de materiales, para estimar el

volumen inicial In-Situ, y las reservas recuperables.

El factor de compresibilidad del gas es normalmente usado cuando no se tiene disponible

los estudios de fluido del reservorio, esta practica es aceptable para sistema de gas

condensado con condensación retrograda, sin embargo si el gas es rico la reserva podría

ser seriamente bajamente estimada, si no se utiliza el factor de compresibilidad para las

dos fases.

La figura 3.6 nos muestra el comportamiento de la relación del factor de compresibilidad

de un gas condensado frente a un gas seco como función de la presión. En este sistema

el factor de compresibilidad de dos fases es uniformemente menos que el factor de

compresibilidad del gas seco.

Ing. Nelson Hurtado


Figura 3.6 Variación de CrTr con la presión y temperatura reducida.

Extraída de Engineering Data Book – Gas Processors Suppliers Association,

1987. (1,05 < = Tr < = 1,4 ; 0,2 < = Pr < = 15,0)

Ing. Nelson Hurtado


Figura 3.7 Variación de CrTr con la presión y temperatura reducida.

Extraída de Engineering Data Book – Gas Processors Suppliers Association,

1987. (1,4 < = Tr < = 3,0 ; 0,2 < = Pr < = 15,0)

Ing. Nelson Hurtado


Figura 3.8 Viscosidad del gas natural a la presión de 1 atm.

Ing. Nelson Hurtado


Figura 3.9 Razón de viscosidad del gas natural.

Ing. Nelson Hurtado


Figura 3.10 Razón de viscosidad del gas natural

Ing. Nelson Hurtado


10. Factor de Compresibilidad para un sistema bifásico para gases retrogrado

En general las correlaciones para la obtención del factor de dos fases están basadas en

las propiedades pseudo reducidas del gas en el reservorio. Reyes et Alii presentaron una

correlación empírica para determinar el factor de compresibilidad de dos fases cuando el

gas es rico en (porcentaje en mol del C7+ mayor e igual al 4 % y su densidad del gas

mayor a 0.911) relativamente puro (porcentaje de impureza H2S o CO2 menor o igual al 5

% en mol) . :

Z 2 f =Ao+ A 1 *Pr+ A 2/Tr+ A 3 *Pr∧2+ A 4 /Tr∧2+ A 5∗ρr

T r

eq. 3.61

Valida para los siguientes rangos (0.7< =Pr < =20) y (1.1 < =Tr < =2.1)

A0 = 2.24353 A3 = 0.000829231

A1= -0.0375281 A4 = 1.53428

A2 = -3.56539 A5 = 0.131987

La suma del coeficiente 0.308 en la ecuación 3.61 puede ser interpretada como el factor

de compresibilidad critica. Los coeficientes fueron obtenidos utilizando para un ajuste

de 67 muestras con fracción de C7+. Superior al 4 %, en porcentaje de impurezas de

H2S o CO2 menor al 5 % en mol. con un total de 478 puntos de análisis que presentan

un error absoluto medio de 3.38 %. Este mismo porcentaje de impurezas mayor al 5 %

la correlación se muestra ser valida. Por lo tanto para determinar el factor de

compresibilidad de dos fases debemos seguir el siguiente procedimiento:

1. Calcular las coordenadas seudo reducidas del fluido producido a partir

de su composición o su densidad.

2. Para concentración de C7+ superior al 4 % o su densidad del fluido

producido es mayor a 0.911 se utiliza la ecuación para dos fases

Ing. Nelson Hurtado


3. su composición y densidades son desconocidas se sugiere que se

utilice la ultima composición y densidad conocida

Coordenadas Seudo criticas del C7+

Las coordenadas criticas (Pc , Tc) de los componentes puros del gas natural son

fácilmente encontrados en la literatura para la fracción del C7+, en tanto esas

propiedades deben ser estimada con las ecuaciones de Kessler and Lee , las cuales

pueden ser usadas para estimar las coordenadas seudo criticas de la fracción C7+, la

expresión es la siguiente :

Ppc . .( psia ). .=exp .( Ao+ A 1/d−( A 2+ A 3/d+A 4 /d 2̂)∗10−̂3∗Tb+( A 5+ A 6/d+ A 7 /d 2̂ )∗10−7∗Tb 2̂−( A 8+ A 9 /d 2̂ )∗10−̂10∗Tb 3̂)

eq. 3.62

Donde d es la densidad de la fracción C7+, en relación al agua Tb es una temperatura

normal de ebullición (o R ) de la fracción C7+ , los coeficientes de la ecuación son:

A0= 8.3634 A1= 0.0566

A2 = 0.24244 A3 = 2.2898

A4 = 0.11857 A5 = 1.4685

A6 = 3.648 A7 = 0.47227

A8 = 0.42019 A9 = 1.6977

La temperatura seudo critica es estimada de la siguiente ecuación :

Tpc . .( . R . ). .=341 .7+811∗d+(0 . 4244+0 .1174∗d )∗Tb+( 0.4669−3 .2623∗d )∗10 5̂/Tb

eq. 3.63

Ing. Nelson Hurtado


Las coordenadas seudo criticas están calculadas a la temperatura normal de ebullición.

Para determinar la temperatura normal de ebullición se debe utilizar la ecuación

propuesta por Whitson , donde M es la masa molecular del C7+

Tb ..( . R .) ..=(4 .55579∗M 0̂. 15178∗d 0̂. 15427 )3̂eq. 3.64

Coordenadas seudo crítica de la mezcla

Una manera simple de presentar la temperatura y la presión seudo critica, de la mezcla

esta dada por las siguientes ecuaciones de Sutton :

Ppc (psi) = 756.8 – 131.0*SGg –3.6*SGg^2 eq. 3.65

Tpc ( R )= 169.2 + 349.5* SGg – 74.0*SGg^2 eq. 3.66

Ejemplo No 3 determine el factor de compresibilidad para un fluido bibásico

Pr= 4987 psi , Procio = 3155 psi , SGg = 0.67, API =55, Sgmezcla = 0.828

Ppc (psi) = 756.8 – 131.0*SGg –3.6*SGg^2 = 645.51

Tpc ( R )= 169.2 + 349.5* SGg – 74.0*SGg^2 = 408.60

Z 2fases = 0.6145

Ing. Nelson Hurtado


TEMA 2

FUNDAMENTOS DE LA SEPARACIÓN DE HIDROCARBUROS

1.INTRODUCCION :Los fluidos en la cabeza del pozo son una mezcla

multicomponente de moléculas de hidrógeno y carbono principalmente, donde cada

componente tiene diferente densidad, presión de vapor y otras características físicas

y químicas. Estos fluidos pueden estar presentes dentro del yacimiento en una o dos

fases (líquida y/o gaseosa) a la presión y temperatura de confinamiento; cuando se

encuentran en una sola fase y se le somete a cambios de presión y temperatura, el

fluido experimenta alteraciones en sus características fisicoquímicas, con ello se

genera en la cabeza del pozo la liberación de gas en el seno del líquido, con lo cual

se requiere de la separación física de estas dos fases, siendo esta operación una de

las más básicas en el proceso de producción y tratamiento del aceite y gas.

La selección de las condiciones de operación y del equipo requerido de separación

en la producción de hidrocarburos, depende fundamentalmente de los objetivos que

se pretendan alcanzar. Generalmente estos se orientan a incrementar el ritmo de

producción, reducir los costos por compresión de gas, maximizar la recuperación de

hidrocarburos líquidos, y a la obtención de productos estabilizados (Nolasco

Garaicochea , 1978).

Para establecer las condiciones de separación mas apropiadas, de acuerdo a las

características de los fluidos producidos, se tiene que considerar las siguientes

variables de control: el tipo, el tamaño y los dispositivos internos del separador, el

tiempo de residencia del aceite, las etapas de separación, las presiones y

temperaturas de operación y el lugar de instalación de los separadores, por citar

algunos ejemplos. Es evidente que existirá una combinación de todas estas variables

Ing. Nelson Hurtado


que nos permita obtener la separación requerida a un costo mínimo. La selección de

las condiciones de separación depende, fundamentalmente de los objetivos de

producción establecidos. Estos objetivos están orientados a la obtención de:

Alta eficiencia en la separación del aceite y gas. Esta eficiencia en un separador

depende fundamentalmente de su diseño. Las características de los fluidos y los

gastos determinan el tipo y las dimensiones del separador para cada caso particular.

Mayores ritmos de producción. Cuando las condiciones de explotación de los

campos productores son favorables, el ritmo de producción de sus pozos puede

aumentarse reduciendo su contrapresión en la superficie. La menor contrapresión, y

por consiguiente el mayor gasto, se obtiene colocando los separadores lo mas

cercanamente a los pozos, ajustando simultáneamente su presión de operación al

valor mínimo que las condiciones de producción lo permitan; lo anterior sucedería

cuando la presión en la cabeza del pozo es controlada por la presión del separador

(cuando no tiene estrangulador). En caso de tener pozos estrangulados, lo que se

logra es mantener un mayor tiempo de afluencia de los pozos a la etapa de

separación correspondiente.

Un ritmo óptimo de producción dependerá de las condiciones de operación del pozo,

las cuales son determinadas por medio de un análisis previo en el que se

deben involucrar tanto el comportamiento del yacimiento como el que tiene en las

pruebas de presión y de producción. (G. Hernández R. y B. Cabello M , 1995).

Mayor recuperación de hidrocarburos líquidos. Debido a que los hidrocarburos de

mayor valor comercial son los líquidos, frecuentemente la eficiencia del proceso de

separación se relaciona con la cantidad de hidrocarburos licuables que contiene la

fase gaseosa que abandona los separadores. Para reducir al mínimo esta cantidad

de líquidos es necesario generalmente realizar el proceso de separación en varias

etapas; es decir que el líquido desalojado del primer separador pase por otros que

operen a presiones reducidas secuencialmente, hasta llegar al tanque de

almacenamiento, donde en forma natural se efectúa la última etapa de separación, a

la temperatura y presión ambiente. En esta forma también se obtiene un mayor grado

de estabilización del aceite y gas separados. La cantidad de líquido recuperable

Ing. Nelson Hurtado


puede obtener simulando el proceso de separación en el laboratorio, o

matemáticamente mediante el empleo de ecuaciones de estado, si se conoce la

composición de la mezcla de hidrocarburos producidos.

Menores costos por compresión de gas.- En la determinación de las presiones de

separación de un sistema en etapas, se puede establecer como meta esencial, la

minimización de costos de operación mantenimiento e inversión por el equipo de

compresión, el cual se requiere para transportar y entregar el gas producido a las

condiciones requeridas por petroquímica. En general los costos por este concepto

resultan bastantes significativos, debido esencialmente a los siguientes factores:

_ Los volúmenes de gas que se separan en las baterías de recolección son con

frecuencia elevados, especialmente cuando se manejan fluidos producidos de

yacimientos con aceite volátil, que se caracteriza por tener factores de volumen y

relación gas-aceite generalmente mayores de 1.7 m3/m3 y de 1200 pie3/bl

respectivamente.

_ La presión a la que debe llegar el gas a las plantas de endulzamiento es del orden

de 1000 lb/pg2, esto es por especificaciones de diseño de las propias plantas

(Nolasco Garaicochea , 1978).

_ Debido a que la distancia entre las estaciones de recolección y las plantas de

endulzamiento es considerable, se requiere que al gas le sea suministrada cierta

energía adicional para enviarlo a la planta con la presión especificada.

Aceite y gas estabilizado.- A fin de que el aceite no experimente pérdidas

sustanciales por evaporación durante su almacenamiento, al ser manejado a

condiciones superficiales en las refinerías, o al cargar los buques para su

exportación, es necesario estabilizarlo previamente. El aceite se estabiliza

ajustando su presión de vapor de modo tal que esta sea menor que la atmosférica a

la temperatura máxima esperada en el medio ambiente.

Un gas estabilizado no formará condensados al quedar sometido a los cambios de

presión y temperatura que experimentará durante su transporte por tuberías

Superficiales. Los condensados se forman al disminuir la temperatura de un gas y/o

al incrementar su presión, por lo tanto, el gas se estabiliza eliminando los

Ing. Nelson Hurtado


componentes que pudieran llegar a condensarse al ser manejado posteriormente. En

esta forma se ajusta su temperatura de rocío a la presión máxima de operación del

gasoducto que lo transportara. Si el gas no es estabilizado, el agua y los

hidrocarburos condensados pueden ocasionar problemas de corrosión,

represionamiento en las líneas e instalaciones, formación de hidratos, incrustaciones

de sales y una disminución en la capacidad de transporte de los gasoductos.

En la práctica, una vez establecido el ritmo de producción, se optimizan las presiones

y número de etapas de separación con el fin de recuperar el mayor volumen de

líquidos, sin descuidar los aspectos de estabilización y compresión del gas.

Debido a la naturaleza multicomponente de los fluidos producidos, conforme más alta

sea la presión a la cual se realiza la primera etapa de separación, se obtendrá una

mayor cantidad de líquido en el separador, pero si esta presión es demasiado alta

muchos componentes ligeros permanecerán en la fase líquida y serán liberados

hacia la fase gaseosa en el tanque de almacenamiento, por otro lado si esta presión

es demasiado baja, muchos componentes no permanecerán estables en el líquido,

siendo liberados y arrastrados por la corriente de gas. Por esto, es muy importante

seleccionar adecuadamente las presiones de separación y el número de etapas, para

encontrar un punto de equilibrio que sea económicamente rentable.

2.SEPARADORES

Los separadores son los artefactos más ampliamente conocidos en la industria

petrolera, debido a que se los necesita para un sinnúmero de aplicaciones,

comenzando en las cercanías del pozo y siguiendo con ellos a la entrada de

cualquier planta de procesamiento de gas o de líquido. Su uso puede ser resumido

de la siguiente manera:

Ocasionar una separación primaria de los fluidos que son líquidos de aquellos

que son gases, ya que la corriente que viene del pozo es una mezcla compleja

de variados hidrocarburos en estado líquido y gaseoso, agua, vapor de agua,

sólidos, que fluye de manera turbulenta y a alta velocidad

Mejorar la separación primaria removiendo los líquidos atrapados en el gas

Ing. Nelson Hurtado


Mejorar la separación aún más, removiendo el gas atrapado en el líquido

Descargar ambos fluidos en forma separada desde el recipiente sin

posibilidad de que vuelvan a mezclarse

Aún cuando las operaciones a realizar parecen sencillas, son en realidad uno de los

puntos críticos en la industria del petróleo y gas. Una separación que no cumpla las

especificaciones de entrega trae aparejado graves problemas, ya sea que se

encuentre líquido en las líneas de gas, como encontrar gas en los tanques de

petróleo. Es por ello que debe ponerse especial atención cuando se dimensiona un

separador, a fin de seleccionar el recipiente que mejor se desempeñe de acuerdo a

las características del fluido que va a pasar a su través.-

Uno de los problemas que se presenta en la práctica es que los separadores

existentes, que fueron calculados para unas determinadas condiciones de operación,

para fluidos de una determinada composición, son, a veces, puestos a funcionar en

otros lugares para condiciones de operación totalmente distintas, debido a lo cual no

es posible lograr una buena separación, a menos que se rehagan los cálculos y se

haga funcionar al separador dentro de los límites establecidos para estas nuevas

condiciones

3.PRINCIPIOS DE SEPARACIÓN

Los principios físicos básicos para la separación son:

Insolubilidad entre los fluidos: El estado gaseoso y el líquido en condiciones

estables de temperatura y presión, así como el agua y el petróleo, no son solubles,

es decir que si bien se mezclan, no son miscibles, conservando su estructura

original.

Diferencia de densidades: Los tres fluidos a separar conservan en la mezcla

diferentes densidades, actuando el efecto de la gravitación, de manera que los

fluidos se separan por diferencia en el peso de cada componente.

Decantación: Es el efecto de la gravedad sobre los diferentes pesos de los fluidos a

separar, haciendo que el más pesado tenga la tendencia a acumularse en lo más

profundo.

Ing. Nelson Hurtado


Coalescencia: Es la propiedad de las gotas de un mismo fluido a atraerse y unirse

entre sí, facilitando el proceso de decantación

4.CONDICIONES DE OPERACIÓN

Para que los fluidos cuenten con las mejores condiciones en el interior del equipo

para la separación, será necesario considerar algunos aspectos fundamentales:

Temperatura: Que los fluidos estén a una adecuada temperatura a fin de bajar lo

suficiente la viscosidad del petróleo como para ayudar al desprendimiento de las

burbujas de gas, disminuyendo las necesidades de tiempo de residencia.

En la fase líquida mejorará la disociación petróleo-agua mejorando la separación.

Se debe considerar el tipo de petróleo, pues si la temperatura es muy alta, evaporará

algunos livianos que luego puede ser necesario condensar por enfriamiento y

recuperar.

Presión: Que estén sometidos a la menor presión posible de trabajo a los efectos de

aumentar la diferencia de densidades entre gas y líquido, lo que también favorecerá

la separación del gas libre y del gas disuelto. En la mayoría de los casos la mínima

presión de trabajo deberá ser compatible con la necesaria para el drenaje de los

líquidos por el fondo.

Las limitaciones a las bajas presiones, están dadas también por el aumento del

volumen del gas al disminuirlas, dado que a tal aumento, le corresponderá un

incremento de la velocidad de su pasaje por el separador

5.PROCESO DE SEPARACION

Los fluidos ingresan al separador por su sector medio, circulan por el interior del

equipo durante un cierto tiempo mientras se produce el fenómeno de separación

debido a la diferencia de peso entre el gas y el líquido.

Ing. Nelson Hurtado


Durante este proceso las burbujas de gas ascienden a la parte superior del

separador por ser más livianas, y los líquidos van descendiendo por ser más

pesados y se acumulan en la parte inferior.

Si el caudal que recibe el separador es alto, la velocidad de circulación del gas en el

interior del mismo será elevada y puede arrastrar hacia la parte superior a las gotas

más pequeñas de petróleo pulverizado. Para evitar estas pérdidas y favorecer la

separación, se diseñan deflectores de turbulencia, deflectores de condensación y

filtros rejillas como elementos internos del equipo.

Estos dispositivos, como los extractores de nieblas, que se colocan en el interior de

un separador, normalmente se diseñan para permitir que el gas pase a través de los

mismos pero efectuando bruscos cambios de dirección. Al mismo tiempo, esta

corriente de gas impacta contra una superficie de choque, produciéndose la

coalescencia (agrupación) de las partículas, las que al aumentar de tamaño caen por

gravedad a la parte inferior del equipo.

Además, por el hecho de que la corriente de gas y líquido es conducida por el interior

de una cañería dentro de la cual existe una determinada presión, y que al ingresar al

separador se produce una brusca expansión en una cámara más amplia, el flujo

pierde velocidad, «cortando» el arrastre de partículas, permitiendo la caída

gravitacional de las mismas hacia el lecho líquido.

El proceso de separación será entonces:

1. Asegurar las condiciones óptimas de temperatura y presión de trabajo.

2. Disminuir la velocidad de flujo de la mezcla al ingresar al equipo;

3. Ayudar a la separación mecánicamente con barreras de choque, tubos ciclónicos y

mallas de retención de niebla

4. Darle al flujo el tiempo de residencia necesario dentro del equipo. Un tiempo de

retención de 1 a 3 minutos puede ser suficiente si no existe la formación de

espuma, en caso contrario puede ser necesario 5 a 20 minutos, dependiendo de

la estabilidad de la espuma y de la configuración del equipo.

6.CONDICIONES MECANICAS DEL SEPARADOR

Ing. Nelson Hurtado


Entre los mecanismos de separación, que tienen que ver con la estructura y diseño

del equipo, se puede considerar como más importantes:

Choque: El choque de la mezcla a la entrada del separador propondrá la dispersión

de los fluidos de diferente densidad.

6.1 Cambio de velocidad: Asociado al principio de inercia, los cambios de velocidad

se manifestarán en una reducción de velocidad de cada una de las fases en forma

diferente y consecuente con sus densidades.

6.2 Cambio de dirección: Existe la tendencia a la separación entre fases, cuando al

fluido se le modifica su dirección, generada por la diferencia de densidad de los

fluidos.

6.3 Tiempo de residencia: O de retención, es el tiempo que le lleva al fluido pasar

por el separador. Para un determinado caudal o flujo, éste tiempo está fundamentado

por el volumen disponible. Está dado por el diámetro del separador, el largo, y el

nivel de líquido de operación.

Un aumento de estos parámetros causará un aumento en el tiempo de residencia.

El tiempo de residencia es necesario para obtener una buena separación, pero

posee una estrecha vinculación con la presión, temperatura y características del

fluido:

Más viscosidad = Mayor tiempo de residencia

Menor viscosidad = Menor tiempo de residencia

6.4 Superficie interfase: Es importante la mayor superficie en el área de contacto

entre las fases. De aquí la conveniencia, en muchos casos, de utilizar separadores

horizontales en lugar de los verticales.

El equipamiento básico para separar líquidos de vapores utiliza tanto las fuerzas

gravitacionales como las centrífugas. Las primeras se utilizan al reducir la velocidad

de modo que el líquido pueda asentarse en el espacio provisto a tal fin. Las fuerzas

centrífugas se usan para cambiar la dirección del flujo. Ambas fuerzas necesitan de

un tiempo para actuar. Por lo cual la verdadera función de un separador es

proveer un espacio físico, es decir, un recipiente, en donde los fluidos puedan

permanecer el tiempo necesario para asegurar la separación de los componentes

gaseosos de los líquidos

Ing. Nelson Hurtado

Sección Primaria


Aún cuando cada fabricante tiene sus propias normas de diseño y construcción de

los separadores, éstos deben tener cuatro secciones principales:

a) Sección de entrada o separación primaria

Unas placas deflectoras, o algún otro artefacto, recibe el choque de la corriente que

ingresa, la cual disipa parte de su energía, permitiendo a los gases una primera

separación. Aquí hay cambio de velocidad y de dirección de la corriente.

b) Sección de las fuerzas gravitacionales:

Las gotas de líquido contenido en el gas tratan de separarse al máximo. El gas

asciende a una velocidad menor a la inicial, y las gotas de líquido decantan. En esta

zona pueden generarse turbulencias, las cuales a su vez favorecen la formación de

espumas. La colocación de placas paralelas minimiza la turbulencia y ayuda a

deshacer las incipientes espumas.

Ing. Nelson Hurtado

Sección Secundaria


c) Sección de extracción de neblina:

En esta zona se separan las gotitas más pequeñas de líquido que acompañan

todavía al gas, mediante dispositivos que operan con fuerzas de choque o fuerza

centrífuga. Se las retiene mediante unas almohadillas o mallas tejidas, o también

mediante placas de metal corrugadas, desde donde caen a la sección de líquidos.-

Ing. Nelson Hurtado

Extracción de Niebla

Almacenamiento de líquido


d) Sección de acumulación de líquido:

Los líquidos que se han ido separando se van acumulando en la parte inferior del

recipiente, lo cual requiere de un tiempo mínimo para que la operación se efectúe.

Cuando se alcanza un determinado nivel, se produce la descarga hacia la línea

correspondiente. En la parte inferior de esta sección, y especialmente en los

separadores verticales, suele colocarse un dispositivo rompe vórtices, con el fin de

evitar la formación de remolinos en la salida del líquido.-

Ing. Nelson Hurtado


7.EFICIENCIA DE UN SEPARADOR

Si el separador es eficiente en su operación, el gas captado será limpio, sin humedad

y sin líquidos. A la salida del separador no deberá ensuciar la mano o una placa que

se interponga. En caso contrario, si el gas sale sucio, no es eficiente la separación, lo

que puede deberse a varios factores tales como: alta velocidad de circulación del

fluido (mucho caudal a tratar), temperatura excesiva (se producen muchos livianos);

retenedor de niebla roto o tapado (no retienen las partículas de líquidos) etc.

Si habitualmente un separador entrega un gas limpio y en un determinado momento

se produce un rebase o salida de petróleo por la salida de gas, puede ser que esté

ingresando más líquido del que puede tratar o que no sea adecuada la salida de

líquidos (mucha pérdida de carga por bajo diámetro en la cañería de descarga), o

que alguno de los parámetros no están bien regulados, como por ejemplo una

temperatura más baja que lo conveniente lo que provoca elevar la viscosidad del

petróleo y aumentar las dificultades para movilizarlo hacia afuera del equipo.

A fin de desempeñar las funciones para las cuales ha sido diseñado, un separador

debe cumplir con lo siguiente:

a) Controlar y disipar la energía de la corriente del pozo, a medida que entra al

separador

b) Asegurar que las velocidades del líquido y del gas sean lo suficientemente

bajas para que tengan lugar la segregación gravitacional y el equilibrio vapor-

líquido

c) Minimizar la turbulencia en la sección de gas del separador, y reducir la

velocidad

d) Controlar la acumulación de espumas en el recipiente

e) Eliminar la posibilidad de mezcla de los fluidos separados

f) Proveer una salida para los gases con controles apropiados para mantener la

presión de operación prefijada.

g) Proveer una salida para líquidos con apropiados controles de nivel de

líquidos.

Ing. Nelson Hurtado

Separador Horizontal Bitubo

Separador Esférico


h) Proveer puertas y puntos en donde puedan acumularse los sólidos, si los

hubiera.

i) Proveer válvulas de alivio para el gas en caso de presiones excesivas, y de

salidas de líquido en caso de taponamiento de las líneas.

j) Poseer el equipamiento necesario (manómetros, termómetros, medidores de

nivel con ventanas de vidrio, etc.) para verificar visualmente las operaciones.-

Además, de acuerdo con el tipo de fluido y las condiciones de operación, dentro del

recipiente se encontrarán dispuestos de diferentes maneras, diversos accesorios

tales como placas deflectoras, venas enderezadoras de flujo, placas rompeolas,

placas rompe vórtices, tabiques, mallas, ciclones, etc.-

8.TIPOS DE SEPARADORES

Hay cuatro tipos de separadores usados en la industria: separadores verticales,

horizontales de un solo cuerpo, o barril, horizontales de doble cuerpo, o doble barril,

y Separadores esféricos. Cada uno de estos tipos tiene ventajas y desventajas que

deben ser tenidas en cuenta cuando se selecciona un separador. En la tabla 1, más

abajo, aparece una comparación de las características de cada uno, en donde se ha

adjudicado números para evaluar la conveniencia, o el mejor desempeño de cada

tipo, con el número uno indicando el mejor, y el dos el que le sigue, etc.-

Ing. Nelson Hurtado

Separador Vertical


Dimensionamiento y selección de un separador:

Un separador debe proveer el espacio para que un determinado caudal del fluido que

se quiere separar pueda permanecer el tiempo necesario para que se produzca la

separación. Para ello se debe conocer los siguientes datos:

a) El caudal de líquido (petróleo y agua) en barriles por día (el mínimo y el máximo

pico que pueda alcanzarse en un instante).-

b) Caudal de gas, en millones de pies3 por día (MMscfd).

c) Gravedades específicas de petróleo, agua y gas.

d) Tiempo de retención de los fluidos requerido dentro del separador. El tiempo de

retención es una función de las propiedades físicas de los fluidos.

e) Temperatura y presión a las cuales va a operar el separador, y presión de diseño

del mismo.

f) Si el separador va a ser de dos fases (líquido y gas) o de tres fases (agua, petróleo

y gas)

g) Si hay o no impurezas sólidas, tales como arenas, o parafinas

h) Si el fluido tiene o no tendencia espumante.

9.PASOS PARA CALCULAR UN SEPARADOR HORIZONTAL TRIFASICO

1.- Calculo de la velocidad crítica

Ing. Nelson Hurtado


Es aquella por encima de la cual las gotas de líquido siguen arrastradas por la

corriente de gas y no se produce la separación. Con una velocidad menor que la

crítica en la sección de las fuerzas gravitacionales, hay certeza de que las gotitas van

a caer por gravedad. Con este valor de velocidad se calcula la sección transversal

mínima del separador.

V g=K √ ρl−ρg

ρg

Dónde:

V g= velocidad del gas en pies/seg.K= constante que toma diferentes valores dependiendo de la relación L/Dρl = densidad del líquido en libras/pie3

ρg = densidad del gas en libras/pie3

2.5<L/D<4.0 = K=0.404.0<L/D<6.0 = K=0.50L/D >6.0 = K= 0.5 (L/L Base) 0.05 con L base = (6.0) (D)L= longitud del separador (pies) mínimo 7.5 piesD= diámetro del separador en pies.L/D = coeficiente de esbeltez

2.0.- Tasa de flujo volumétrica del gas

Qg=W g

ρg

Donde:

ρg = densidad del gas a T. y P de operación (lb. /pies3

Qg = tasa de flujo volumétrico de gas (pies3/seg.)Wg= tasa de flujo de gas (lb. /Seg.)

3.- Área de la sección transversal del recipiente

Ing. Nelson Hurtado


Ag=Qg

V g

Donde:

Ag = área de la sección transversal para el gas (pies2)Vg = velocidad del gas (pies/seg.)

4.- Diámetro interno del recipiente para A= 2 Ag

Di=√ 4 . Ap

Donde:

Di = diámetro interno del recipiente (pies)A= área de la sección transversal del separador (pies2)

Esta área = 2 Ag es el área calculada para líquidos (petróleo y agua)

5.- Longitud del recipiente

Se comienza con un mínimo de 7.5 pies y se añaden secciones de 2.5 pies. El largo

se mide de costura a costura. Se supone un valor para comenzar.

6.- Tasas volumétricas de petróleo y agua

Qo=W o

ρo

Qw=W w

ρw

Donde:

Qo= Tasa volumétricas el petróleo (pie3/seg.)Wo = Flujo másico del petróleo (lb. /Seg.)ρo = densidad del petróleo a P. y T. (lb. /pie3)Qw = tasa volumétrica del agua (pie3 /seg.)Ww = flujo masico del agua (lb. /Seg.)

Ing. Nelson Hurtado


ρw = densidad del agua a P. y T. (lb. /pie3)

7.- Relación de áreas

Ao

Aw

=Qo

Qw

Donde:

Ao = área para flujo de petróleo (pie2 )Aw = área para flujo de agua (pie2)

8.- Área para el flujo de agua

Aw=A l

1+Qo

Qw

=Ao+ Ag

1+Ao

Aw

Donde:

Aw = área para el agua (pie2)Al = área para el liquido (pie2) (ver punto 4) (Al = Ao + Aw)Ao = área para el petróleo (pie2) = Al-Aw

9.- La altura del agua hw

Se puede hallar en las tablas de área segmental del GPSA-87 (6.21 y 6.22)

10.- Velocidad de elevación de las gotas de petróleo en el agua

Para un tamaño de 150 micrones

V o=1 ,072 x 10−4 Do

2( δw−δo )μw

Donde:

Vo = velocidad de elevación de las gotas de petróleo )pie/min.)Do = diámetro de las gotas de petróleo (en micrones)

δw = densidad del agua (gr. /cm3)

Ing. Nelson Hurtado


δo = densidad de las gotas de petróleo (gr. /cm3) μw = viscosidad del agua (centipoise)

11.- Velocidad de asentamiento de las gotas de agua en el petróleo

Para un tamaño de 150 micrones

V w=1 ,072 x 10−4 Dw

2 (δw−δo )μo

Donde:

Vw = velocidad de asentamiento de las gotas de agua (pie/min.)Dw = diámetro de las gotas de agua (en micrones)μo = viscosidad del petróleo (en centipoise)

Nota.- en las dos ecuaciones anteriores las densidades que están en gr. /cm3,

compatibilizadas estas unidades mediante el factor de conversión que antecede al

diámetro.

12.- Volumen de líquidos retenidos

V l=A l . L V w=Aw . L V o=Ao . L

13.- Tiempo de retención de líquidos

t rl=V l

60. Ql

t rw=V w

60 .Qwt ro=

V o

60. Qo

Donde:

t = tiempo en minutosQ = correspondiente en pie3/seg.

tro>to y trw> tw

14.- Tiempo de flotación del petróleo en el agua (tiempo de retención mínimo requerido para el petróleo)

Ing. Nelson Hurtado


t fw=hw

V o

=tw

Donde:

tw = tiempo de flotación del petróleo en el agua (minutos)hw = altura del agua en (pies)Vo = velocidad del elevación del petróleo (pies/min.)El tiempo de flotación debe ser menor que el tiempo de retención del agua.

15.- Tiempo de asentamiento del agua en el petróleo (tiempo de retención mínimo requerido para el agua)

tao=ho

V w

=to

Donde:

tao = tiempo de asentamiento del agua en el petróleo (minutos)ho = altura del petróleo (pies)Vw = velocidad de asentamiento del agua (pies/ minuto)

El tiempo de asentamiento debe ser menor que el tiempo de retención del petróleo

Si los tiempos no concuerdan, se debe cambiar las dimensiones del separador, de la

forma que le convenga más.

Ejercicio de aplicación

(Reproducido del libro del ing. Marcias Martínez, de ingenieros consultores SRL de

Maracaibo Venezuela)

Se desea separar 5Mbpd (mil barriles por día) de un crudo de 34.8 °API, de 1Mbpd

de agua y 20MMpcnd (millones de pies cúbicos normales por día) de gas, de

gravedad de 0.7. La separación se llevara a cabo en un separador horizontal a 500

lpca (libras por pulgadas cuadrada) y 100 °F. La viscosidad del petróleo es de 1.5 cp

(centipoises) y la del agua es 0.6 cp. . El factor Z del gas es = 0.91

34.8°API = 0.851 gr/cc = 62.4 (lbs/pie3)/ (gr/cc) x 0.851 gr/cc = 53.1 lbs/pie3

Ing. Nelson Hurtado


Se calculan todos los pasos según han sido enunciados anteriormente previamente.

Se incluyen factores de conversión para pasar los días a segundos o de pies a

pulgadas, o de segundos a minutos. La constante de los gases correspondientes a:

R = 10.73 lpca*pie3 (lbs/mol)* °R

Velocidad critica

Se necesita primero la densidad del gas

ρg=(500∗28 .96∗0 .7 )(0 .91∗10 .73∗560 )

=1. 85lbspie3

Se toma K = 0.4 para calcular la velocidad critica

V g=0 . 4∗√53 . 1−1 . 851 . 85

=2 . 11piesseg

W g=(20∗106∗28 .96∗0. 7 )

(379∗86 , 400 )=12.38

lbsseg

Qg=12. 381 .85

=6 .69pie3

seg También puede calcularse de la siguiente forma

Qg=(14 . 7∗20∗106∗560∗0 .91 )(1 . 0∗520∗86 ,400∗500 )

=6 . 69pie3

seg

Ag=6 . 692 .11

=3 . 17 pies2

Qo=(5 , 000∗5 .615 )86 , 400

=0 .325pie3

seg

Qw=(1 , 000∗5. 615 )86 , 400

=0 .065pie3

seg

Para hacer la primera selección del diámetro se parte de la suposición previa de que

el gas ocupa la mitad del separador, según el paso 4. El diámetro calculado será:

Ing. Nelson Hurtado


D=√( 4∗2∗3 . 17)3 . 1416

=2 . 84 pies De tablas el valor inmediato es 4 pies

Generalmente se asigna un pie para controlar cada fase liquida. Si se supone que el

agua ocupa un pie de altura en el recipiente (es decir, la interfase esta a un pie del

fondo), y desde ese valor calculamos lo restante.

A=(3.1416∗42 )

4=12.57 pie2

3.1416= Pi radian

Se estableció que la longitud mínima era de 7.5 pies, por diseño. Se asigna un tramo

para cada fase, es decir 2.5x3 = 7.5 pies; entonces la longitud será de 15 pies.

Si D = 4 pies y L = 15 pies entonces L/D = 3.75 y K = 0.4 esta bien.

Velocidad del petróleo en el agua

V o=(1 . 072∗10−4∗1502∗(1−0 . 851))

0 .6=0 . 6

piesmin

=7 . 2pu lgmin

Velocidad del agua en el petróleo

V w=(1 ,072∗10−4∗1502∗(1−0 .851))

0 .6=0.24

piesmin

=2.88pu lgmin

La fracción de la altura del agua comparada con el diámetro total es:

hD

=14=0 . 25 paraestevalor

Aw

A l

=0.196 (Sacado del GPSA 87, Pág. 6-21)

Tiempo de retención del agua

t rw=(12. 57∗0 .196∗15 )

(60∗0. 065 )=0 . 9. 48 min

Tiempo de flotación del petróleo en el agua

Ing. Nelson Hurtado


t fw=(1∗12 )

7 . 2=1. 67 min .

El tiempo de retención es trw>tfw

Para el petróleo el área máxima disponible es el área total menos el área ocupada

por el agua y el gas.

Aw = 0.196 ; Ag=

3 .1712. 57

=0 .252

Ao= (1−0 .196−0 . 252 )=0 . 552

Tiempo de retención del petróleo

t ro=(12 . 57∗0. 552∗15 )

(60∗0 . 325)=5 .34 min .

Para calcular el tiempo de asentamiento del agua se necesita la altura del petróleo

Si el Ag/Al = 0.252 podemos suponer que hg/D = 0.3 `por tanto la altura del gas

hg=(0 .3∗4 )=1. 2 pies ho=D−hw−hg=4−1−1 .2=1. 8 pies=21 .6 pu lg .

Tiempo de asentamiento del agua

tao=ho

v w

=21 .62. 88

=7 . 5 min .

El tiempo de retención es menor que el tiempo de asentamiento. Por tanto se debe

recalcular las dimensiones. Se va a un diámetro mayor, por ejemplo 5 pies.

hw

D=1

5=0 .2 Al=

3. 1416∗52

4=19 . 635

Aw

Al

=0 .1424

Ag

Al

= 3.1719 .635

=0 .161hg

D=0 . 218

hg=1. 09

Ing. Nelson Hurtado


Ao= (1−0 .161−0 .1424 )=0 . 6966

Tiempo de retención del petróleo

t ro=(19 . 635∗0 . 6966∗15 )

(60∗0 .325 )=10 .5 min .

ho=D−hw−hg=5−1−1 . 09=2 . 91 pies=34 . 92 pu lg .

Tiempo de asentamiento del agua

tao=34 . 922 .88

=12.13 min .

tro< tao se debe recalcularEn este punto es conveniente utilizar un separador mas largo, porque resulta mas

barato aumentar la longitud que aumentar el diámetro siempre dentro de los límites

de L/D

Si se calcula en base a un separador de 20 pies de longitud, el tiempo será

t ro=(19 . 635∗0 . 6966∗20 )

(60∗0 .325 )=14 .0 min .

tro>tao y la relación L/D = 20/5 = 4

Esta dentro de lo fijado al iniciar el calculo

Con este ejemplo se ha querido mostrar la manera de dimensionar un separador.

Para verificar su funcionamiento, se puede utilizar un calculo flash, es decir, un

calculo de equilibrio de fases, para determinar cuanto liquido y cuanto gas están en

equilibrio a las condiciones de operación (presión y temperatura), si están en

equilibrio, las venas de salida tanto de la parte gaseosa como de la parte liquida

deberían arrojar los resultados obtenidos en el calculo. Si no es así el separador esta

funcionando mal.

Como ha podido observarse, lo importante del diseño son los dimensionamientos y el

tiempo de retención. Si un separador no esta cumpliendo sus funciones pudiera ser

Ing. Nelson Hurtado


que esta subdimensionado y que los tiempos de retención de los líquidos no sean los

adecuados para el tipo y tamaño del separador en cuestión. Vale la pena emplear un

poco de tiempo en hacer los cálculos para verificar el desempeño de un equipo, lo

cual ayudara en corregir las operaciones cuando sea posible, a fin de obtener los

resultados deseados.

TEMA 3

DESHIDRATACIÓN DEL GAS NATURAL

1.IntroducciónTodo gas natural de producción está totalmente saturado con agua en su fase de

vapor, porque proviene de un yacimiento saturado (en equilibrio) con agua. Además

generalmente el gas contiene CO2 y H2S que se remueven con soluciones acuosas

tales como aminas, carbonato de potasio, etc., que saturan el gas con agua. A fin de

remover la mayor cantidad de agua, es necesario deshidratar el gas por las

siguientes razones:

Ing. Nelson Hurtado


1. Evitar formación de hidratos.

2. Cumplir con especificaciones como gas de venta.

3. Minimizar corrosión.

Para diseñar un sistema de deshidratación se requiere información preliminar

tal como presión, temperatura, composición y rata de flujo de gas. Normalmente el

gas está saturado cuando llega a la planta o cuando sale de una unidad de

endulzamiento.

Sin embargo, por lo regular la composición de entrada se suministra en base

seca; por lo tanto, el contenido de agua del gas húmedo de entrada debe ser

determinado.

Además, con base en la composición húmeda, debe determinarse la

temperatura de hidrato a una presión dada, a fin de que el gas pueda ser

deshidratado lo suficiente para evitar la formación de hidratos y cumplir con la

especificación de contenido de agua.

La cantidad de agua a ser removida del gas húmedo o el contenido de agua

en el gas seco, depende de cuál de las razones 1 o 2 sea la que controla. En

cualquier caso, se establece el contenido de agua en el gas seco que sale, o el

correspondiente punto de rocío por agua.

2.Contenido De Agua En El Gas Natural

El contenido de agua de una corriente de gas saturado, se puede determinar

bien sea en forma manual o usando un programa de computador para simulación de

procesos. El método manual que más frecuentemente se usa en la industria del gas

natural es el uso de la carta de contenido de agua de Mcketta y Wehe, que

corresponde a la Fig. 20-3 del GPSA. Sin embargo, esta carta publicada en 1,958

con base en los datos experimentales disponibles por ese tiempo, está limitada a

Ing. Nelson Hurtado


gases dulces y no debe ser usada para composiciones de gases agrios mayores de

5% mol (H2S y/o CO2).

Tanto el H2S como el CO2 contienen más agua a saturación que el metano o

mezclas de gas natural dulce, particularmente a presiones por encima de 700 psia a

temperatura ambiente; por lo tanto, a presiones por encuna de 700 psia, se debe

hacer corrección por H2S y CO2.

Estas correcciones son significativamente más necesarias a más altas

concentraciones y presiones.

Para la carta de la Fig. 20-3 del GPSA la corrección por gravedad de gas no

debe usarse cuando hay presencia de H2S y CO2, y por el efecto de ciertos

hidrocarburos no siempre es adecuada, especialmente en la predicción de contenido

de agua a presiones por encima de 1,500 psia.

La línea para formación de hidratos es aproximada y no debe usarse para

predecir condiciones de formación de hidratos.

El GPSA tiene dos métodos simples para determinar el contenido de agua de

gases agrios. Sin embargo, el primer método que consiste en un promedio aditivo de

la fracción mol correspondiente a los contenidos de agua en los constituyentes dulce

y agrio, no es consistente y por lo tanto es inseguro.

Se aplica a mezclas gaseosas con un contenido de gas ácido por debajo de

40%, mediante el uso de la siguiente ecuación y las Figs. 20-3, 20-8 y 20-9 del

GPSA.

W = yHC WHC + yCO2 WCO2 +yH2S WH2S Ec. 3-1

Ing. Nelson Hurtado


Nótese que las Figs. 20-8 y 20-9 del GPSA suministran valores para el término

contenido de agua "efectivo" de CO2 y H2S en mezcla de gas natural, el cual debe

usarse solamente en la Ec. 3-1. Estos no son contenidos de agua para C02 y H2S

puros.

El segundo método del GPSA que se basa en el uso de las Figs. 20-10 y 20-

11 es más seguro, pero tiene una aplicación limitada a 6,000 psia y requiere

interpolación para determinada presión entre las dadas en las cartas.

Con gases que tienen CO2, el CO2 debe ser convertido a una concentración

"equivalente" de H2S. Para propósitos de este método, se as une que el CO2

contribuye con el 75% del agua en la mezcla gaseosa, sobre una base molar como

H2S. Los siguientes ejemplos del GPSA sirven para ilustrar el uso de las figuras y los

métodos anteriormente descritos.

EJEMPLO 3-1

Determinar el contenido de agua saturada de un hidrocarburo gaseoso pobre y

dulce a 150 °F y 1,000 psia.

a. Si el gas tiene un peso molecular de 26 Ib/lbmol.

b. Si el gas está en equilibrio con una salmuera al 3 %.

Solución:

a. De la Fig. 3-1 (@ 150 °F y 1,000 psia), W = 220 Ib/ MMscf

Ing. Nelson Hurtado


para PM = 26(@ 150 °F), Cg = 0.98

W = 0.98(220) - 216 lb/MMscf

b. De la Fig. 3-1 (@ salmuera al 3 %), Cs = 0.93

W = 0.93(220) = 205 lb/ MMscf

EJEMPLO 3-2

Determinar el contenido de agua saturada de una mezcla 80% CH4 - 20% CO2 a

160 °F y 2,000 psia. El valor experimental para el contenido de agua fue 172

lb/MMscf.

M étodo Uno

De la Fig. 3-1 (@ 160 °F y 2,000 psia), WHC = 167 lb/MMscf

Ing. Nelson Hurtado


De la Fig. 3-2 (@ 160 °F y 2,000 psia), WCO2 = 240 lb/MMscf

De la Ec. 3-1, W = yHC WHC + yCO2 WCO2 +yH2S WH2S

W = 0.80(167) + 0.20(240)

W = 182 lb/MMscf

FIG. 3-1 Contenido De Agua – Método De Mcketta

Ing. Nelson Hurtado


FIG.. 3-2 contenido efectivo de agua para el co2 en mezclas de gas natural

Ing. Nelson Hurtado


M étodo Dos

Ing. Nelson Hurtado


Convertir la composición de CO2 a una concentración "equivalente" de H2S, yH2S

(pseudo):

yH2S (pseudo) = 0.75(yCO2) = 0.75(0.20) = 0.15

De la Fig. 3-3 (@ 160 °F y 15 % H2S) y con ρH2O= 350 lb/bbl :

W = 0.49 bbl/MMscf * 350 lb/bbl

W = 172 lb/MMscf (igual al experimental)

Recientemente Wichert and Wichert desarrollaron un método simple para el

cálculo de contenido de agua en gas agrio hasta con un 55 % de H2S "equivalente". El

método aplica hasta 200 °C (393 °F) y 100 MPa (14,500 psia). Con base en pruebas del

método hechas por los autores, los resultados tienen una precisión de 5 -10 %. En la

Fig. 3-4 se presenta la carta utilizada para este método, en combinación con la Fig. 20-

3 del GPSA.

El siguiente ejemplo ilustra el uso de este método para estimar el contenido de

vapor de agua en un gas natural agrio.

Ing. Nelson Hurtado


EJEMPLO 3-3

Calcular el contenido de agua en equilibrio para un gas agrio que contiene 45%

mol de CH4, 15% molde H2S y 40% mol de CO2, a 100 °F y 2,000 psia.

Solución:

De la Fig. 3-1 (@ 100 °F y 2,000 psia), W(gas dulce) = 38 lb/MMscf

Calcular el H2S equivalente, H2S(equiv.) = 15(H2S) + 0.75(40(CO2))

H2S(equiv.) = 45 %

Ing. Nelson Hurtado


FIG. 3.3 Contenido de gases ácidos hasta 2000 Lpca

Ing. Nelson Hurtado


FIG.. 3-4 water content ratio chart for sour natural gas

Ing. Nelson Hurtado


De la Fig. 3-4 (@ 100 °F, 45 % H2S equiv. y 2,000 psia),

Relación cont. agua = 2.08

H2 O en gas agrio

H2 O en gas dulce

Calcular W(gas agrio), W(gas agrio) = 2.08 * 38 = 79.04 lb/MMscf

Otro método para estimar el contenido de agua en gases dulces o agrios es el de

Campbell. Este método está desarrollado sobre una base teórica y aparentemente es

confiable; sin embargo, no muestra datos de prueba.

El contenido de agua saturada de una corriente puede también ser determinado

usando un programa de computador de simulación de procesos. En este caso se

adiciona agua a la corriente de gas hasta que una pequeña fracción en fase líquida

aparezca. La precisión de los cálculos por simulación depende de lo bien que la base

termodinámica modele el sistema, normalmente se utilizan ecuaciones de estado. Con

base en comparaciones recientes de datos experimentales para gas ácido, el contenido

de agua que se predice es razonablemente bueno hasta 800 psig, por encima de dicho

valor, los modelos de estado en simuladores comerciales sobrepredicen

sustancialmente el contenido de agua.

El manejo del contenido de agua en gas ácido es un tema muy complejo. Los datos

y métodos presentados en el GPSA no deben ser usados para diseño final. Las Figs. 20-

4, 20-5, 20-6 y. 20-7 se basan en datos experimentales. Una determinación precisa de

contenido de agua requiere un estudio cuidadoso tanto teórico como con datos

experimentales. En muchos casos datos experimentales adicionales son la mejor forma

Ing. Nelson Hurtado


para verificar valores predichos. Aún las más sofisticadas ecuaciones de estado (EOS)

pueden dar resultados de confiabilidad cuestionable.

Medición del Contenido dé Agua

Existen varios instrumentos a nivel comercial basados.... en diferentes principios para

medir el contenido de agua en el gas; sin embargo, medir contenidos de agua

menores de 20 ppm, w (partes por millón en peso) o puntos de rocío menores de -40

°F es muy difícil. Para mayores referencias ver el Cap 2 del Tomo I, donde se

muestran los métodos de Campbell y Bukacek.

3.Hidratos de gas natural

El hidrato es un sólido complejo cristalino estable, con apariencia de hielo pero

posee una estructura diferente. Se forma en sistemas de gas o de líquidos

recuperados del gas natural (NGL), cuando el gas o el líquido está en o por debajo

del punto de rocío del agua, normalmente cuando hay presencia de agua líquida sin

embargo; no necesariamente tiene que darse esta condición, pues una vez que el

gas este saturado, el agua libre puede pasar directamente de vapor a sólido sin

formar líquido. La temperatura de formación de hidrato a una presión dada depende

de la composición del gas.

Tradicionalmente se han reconocido dos estructuras cristalinas para los

hidratos que se forman con el gas natural llamadas simplemente Estructura I y II; en

las cuales las moléculas de agua forman el enrejado, y los hidrocarburos, el N2, CO2,

y H2S ocupan las cavidades. Las moléculas más pequeñas (CH4, C2H6, CO2 y H2S)

estabilizan formando un cuerpo cúbico centrado llamado Estructura I, y las moléculas

más grandes (C3H8, i-C4H10, n-C4H10) forman un enrejado tipo diamante llamado

Estructura II.

Ing. Nelson Hurtado


Las moléculas más grandes que el n-C4H10 no forman hidratos de Estructuras I

y II; sin embargo, estudios recientes indican que algunas isoparafinas y cicloalcanos

más grandes que el pentano forman hidratos de Estructura H.

Cuando se forman hidratos éstos tienden a bloquear tuberías, equipos e

instrumentos, restringiendo o interrumpiendo el flujo. En tomas de presión de

medidores e indicadores, producen falsas lecturas de presión y errores de medición.

Una vez que se forman los hidratos su remoción es bastante difícil.

Formación de hidratos de metano.

3.1 Contenido de Agua en la Región de Hidrato

La Fig. 20-3 del GPSA se basa en el supuesto de que la fase de agua

condensada es un líquido. Sin embargo, a temperaturas por debajo de la

temperatura de hidrato del gas, la fase condensada será un sólido (hidrato).

El contenido de agua de un gas en equilibrio con un hidrato, será menor que en

equilibrio con un liquido metaestable. Esto se conoce como la zona de advertencia

“Warning” en la Fig. 20-3 del GPSA. (zona de líneas punteadas).

Ing. Nelson Hurtado


La formación de hidratos es un proceso dependiente del tiempo. La rata a la cual

se forman los cristales de hidrato depende de varios factores que incluyen,

composición del gas, presencia de sitios nucleares de cristales en la fase líquida,

grado de agitación, etc.

Durante esta transición (período de formación del hidrato), el agua líquida

presente se denomina liquido metaestable.

Agua metaestable es agua líquida la cual, en equilibrio existirá como un hidrato.

En la Fig. 20-13 se muestra el contenido de agua de un gas en equilibrio con el

hidrato y se compara con el contenido de agua metaestable.

El contenido de agua para gases en la región de hidrato es fuertemente

dependiente de la composición, luego la Fig. 20-13 no debe extrapolarse para otras

composiciones.

Cuando se diseñan sistemas de deshidratación (particularmente con TEG) para

cumplir con especificaciones drásticas de bajos puntos de rocío de agua, se requiere

determinar el contenido de agua del gas en equilibrio con un hidrato usando una

correlación como la que se presenta en la Fig. 20-13.

Si se usa una correlación metaestable, se puede sobreestimar el contenido de

agua saturada del gas a la especificación de punto de rocío, y como resultado se

puede llegar a un diseño que no puede alcanzar la remoción de agua requerida.

Ing. Nelson Hurtado


3.2 Predicción De Condiciones Para La Formación De Hidratos

Las condiciones para formación de hidrato pueden también ser calculadas en

forma manual o usando un programa de computador para simulación de procesos.

Los cálculos manuales pueden hacerse con base en los métodos del GPSA

mediante el uso de cartas o siguiendo un procedimiento de cálculo de equilibrio

vapor/sólido.

En forma similar a como se hizo en los cálculos para contenido de agua en el

gas, los cálculos manuales para predecir la formación de hidratos deben ser

ajustados para gases agrios. Baille & Wichert desarrollaron una carta para estimar

las condiciones de formación de hidratos en gas natural agrio, la cual puede también

usarse en gas dulce. Esta carta corresponde a la Fig. 20-27 del GPSA.

Con reconocidos programas de computador para simulación de procesos, es

posible estimar buenas condiciones para formación de hidratos con desviaciones de

alrededor de 2 °F.

Generalmente estos programas se pueden usar en forma confiable para

diseño, especialmente, cuando el sistema, es complicado; como el caso de

formación de hidratos sin que se tenga agua libre condensada del gas, donde se

requiere un modelo de cálculo termodinámico riguroso.

Con las Figs. 20-15 a 20-17 se pueden hacer aproximaciones a las

condiciones de formación de hidratos, pero se producen errores significativos para

composiciones diferentes a las usadas para construir dichas cartas, porque las

condiciones a las cuales se forman los hidratos se afectan fuertemente por la

composición del gas. Los siguientes ejemplos del GPSA sirven para ilustrar su uso.

Ing. Nelson Hurtado


EJEMPLO 3-4

Encontrar la presión de formación de hidrato para el siguiente gas a 50 °F para el

siguiente gas.

Componente Fracción mol PM lb/lbmol

Cl 0.784 16.043 12.58

C2 0.060 30.070 1.80

C3 0.036 44.097 1.59

IC4 0.005 58.124 0.29

NC4 0.019 58.124 1.10

N2 0.094 28.013 2.63

CO2 0.002 44.010 0.09

Total 1.000 20.08

PM(mezcla) = 20.08 Ib/lbmol

γ(mezcla) = PM(mezcla)/PM(aire) = 20.08/28.964 = 0.693

De la Fig. 3-6 (@ 50 °F y gravedad específica de 0.7):

P = 320 psia

Ing. Nelson Hurtado


EJEMPLO 3-5

El gas del ejemplo anterior se expande de 1,500 psia a 500 psia. ¿Cuál es la

temperatura inicial mínima que permite la expansión sin que se forme hidrato?.

FIG. 3-6 Curvas de predicción de hidratos

Ing. Nelson Hurtado


FIG. 3-7 Expansión permisible sin la formación de hidratos a 0.7 de gravedad específica

Ing. Nelson Hurtado


De la Fig. 3-7 para gas de gravedad específica 0.7:

Ing. Nelson Hurtado


La línea de presión inicial 1,500 psia se intercepta con la línea de presión final

500 psia por encima de la curva de temperatura de 100 °F. Luego la temperatura

mínima inicial será aproximadamente 112 °F.

EJEMPLO 3-6

Determinar hasta dónde puede expandirse un gas de gravedad 0.6 a 2,000

psia y 100 °F sin que se forme hidrato.


Encontrar la intersección de la línea de presión inicial 2?000 psia con la curva

de iemperatura inicial 100 °F.

Leer en el eje de las X la presión final permisible igual a 1,100 psia.

EJEMPLO 3-7

Determinar hasta dónde puede expandirse un gas de gravedad 0.6 a 2,000

psia y 140 °F sin que se forme hidrato.


La línea de presión inicial 2,000 psia no intercepta la curva de temperatura

inicial 140 °F. Por lo tanto, el gas puede expandirse hasta presión atmosférica

sin que se forme hidrato.

FIG. 3-8 Expansión permisible sin la formación de hidratos a 0.6 de gravedad específica

Ing. Nelson Hurtado


3.3Predicción de Formación de Hidratos con Base en la Composición para

Gases Dulces

Ing. Nelson Hurtado


Un método más seguro para estimar condiciones de formación de hidrato es el de

Katz , en el cual se ejecutan cálculos tipo "punto de rocío" usando constantes de

equilibrio vapor sólido KVS, las cuales se muestran en las Figs. 20-19 a 20-25 del

GPSA.

El equilibrio vapor sólido está definido por la ecuación:

Kvs = y/xs Ec. 3-2

Para propósitos de cálculo, el valor de KVS es infinito para las moléculas más

grandes que nC4, también para contenido de nC4 en una mezcla menor de 1 % y mayor

de 6 % mol, y para nitrógeno. Si el nC4 está en proporción de 1 a 6 % mol, el valor de

nC4 se lee en la carta de la Fig. 20-23.

El procedimiento es iterativo y la convergencia se alcanza cuando se satisface la

siguiente función objetivo:

∑ ( yi / KVS )= 1 .0

i=1

i=n

Ec. 3-3

EJEMPLO 3-8

Ing. Nelson Hurtado


Calcular la presión de formación de hidrato a 50 °F para el siguiente gas:

ComponenteFracción mol

en gas

a 300 psia a 400 psia

KVS y/KVS KVS y/KVS

Metano 0.784 2.040 0.384 1.750 0.448

Etano 0.060 0.790 0.076 0.500 0.120

Propano 0.036 0.113 0.319 0.072 0.500

Isobutano 0.005 0.046 0.109 0.027 0.185

n – Butano 0.019 0.210 0.090 0.210 0.090

Nitrógeno 0.094 * 0.000 * 0.000

CO2 0.002 3.0 0.001 1.900 0.001

Total 1.000 0.979 1.344

* Valor infinito

Ing. Nelson Hurtado


FIG. 3-9 Constantes K de equilibrio para el metano.

Ing. Nelson Hurtado


FIG. 3-10 Constantes K de equilibrio para el etano

Ing. Nelson Hurtado


FIG. 3-11 Constantes K de equilibrio para el propano

Ing. Nelson Hurtado


FIG. 3-12 Constantes K de equilibrio para el isobutano

FIG. 3-13 Constantes K de equilibrio para el n butano

Ing. Nelson Hurtado


FIG. 3-14 Constantes K de equilibrio para el Dióxido de Carbono

Ing. Nelson Hurtado


Ing. Nelson Hurtado


En las Figs. 3-9 a 3-14 se muestran los datos de KVS (@ 50 °F - 300 y 400

psia).

Se interpola linealmente, 0.979 ----- 300 (1.344 - 0979) = 0.365

1.000 ----- X (1.000 – 0.979) = 0,021

1.344 ----- 400 (400 – 300) = 100

0.365 ----- 100

0.021 ----- X - 300

X = 300 + (0.021 * 100) 70.365 = 305.7 psia.

- El valor experimental a 50 °F fue 325 psia.

- El valor calculado con el simulador de procesos

Hysys es 336 psia.

EJEMPLO 3-9

El siguiente gas, C1 = 0.9267, C2 = 0.0529, C3 = 0.0138, iC4 = 0.0018, nC4 =

0.0034 y nC5 = 0.0014, está a 3,500 psia y 150 °F.

¿Cuáles serán las condiciones de hidrato cuando dicho gas se expande?

Ing. Nelson Hurtado


Paso 1:

Hacer cálculos flash adiabáticos, a diferentes presiones finales y graficar presión-vs,

temperatura final. (Ver Fig. 3-15)

Presión Inicial

psia

Temperatura Inicial

°F

Presión Final

psia

Temperatura Final

°F

3,500 150 300 38

3,500 150 400 45

3,500 150 500 52

3,500 150 600 58

3,500 150 700 64

Fig. 3-15

Ing. Nelson Hurtado


Paso 2:

Estimar presión de formación de hidrato para varias temperaturas (40, 50 y 60 °F)

usando los datos de equilibrio KVS. A continuación se muestra el cálculo para T = 40

°F. Graficar presión de hidrato vs. temperatura en Fig. 3-15.

ComponenteFracción

mol en gasa 200 psia a 300 psia

KVS y/KVS KVS y/KVS

C1 0.9267 2.2500 0.4119 1.7500 0.5295

C2 0.0529 0.5000 0.1058 0.2050 0.2580

C3 0.0138 0.0550 0.2509 0.0300 0.4600

iC4 0.0018 0.0225 0.0800 0.0105 0.1714

nC4 0.0034 * 0.0000 * 0.0000

nC5 0.0014 * 0.0000 * 0.0000

Total 1.0000 0.8486 1.4189

* Valor infinito

Se interpola linealmente, 0.8486 ----- 200 (1.4189 – 0,8486) = 0,5703

Ing. Nelson Hurtado


1.0000 ----- X (1.0000 – 0.8486) = 0,1514

1.4189 ----- 300 (300 – 200) = 100

0.5703 ----- 100

0.1514 ----- X – 200

X = 200 + (0.1514 * 100)/ 0.5703 = 226.6 psia

Paso 3:

La intersección de las dos curvas en la Fig. 3-15 será el punto al cual se empiezan a

formar hidratos.

El valor aquí calculado es 500 psia y 52 °F.

En la Fig. 3-16 se muestra el mismo cálculo pero hecho con el simulador de

procesos Hysys y el valor calculado es 675 psia y 56 °F.

Ing. Nelson Hurtado


FIG. 3-16 Simulación por sistema de procesos hysys

Fuente: “GPSA (Gas Processors Suppliers Association)”

Ing. Nelson Hurtado


3.4 Predicción de Formación de Hidratos para Gases con Alto Contenido de

CO2/H2S

El método de Katz no debe usarse para gases con contenidos significativos de

CO2 y H2S. En este caso, puede utilizarse el método de Baille & Wichert con el

cual se predice temperatura de formación de hidrato ajustando las condiciones de

hidrato en el propano por la presencia de H2S, como se muestra en la Fig. 20-27

del GPSA y se ilustra con el siguiente ejemplo.

EJEMPLO 3-10

Estimar la temperatura de formación de hidrato a 610 psia para un gas con

la siguiente composición.

Componente Mol %

N2 0.30

CO2 6.66

H2S 4.18

C1 84.25

C2 3.15

C3 0.67

iC4 0.20

nC4 0.19

C5 + 0.40

PM= 19.75 Ib/lbmol

Ing. Nelson Hurtado


Gravedad específica, γ = 0.682

Soluci ón (Ver Fig. 3-16 b):

1. Con 610 psia interceptar curva de H2S a 4.18 % mol.

2. Ir verticalmente hacia abajo hasta interceptar con línea horizontal de γ = 0.682.

Fig. 3-16 b


Ing. Nelson Hurtado


3. Seguir en forma paralela la línea diagonal en el fondo de la gráfica e interceptar

el eje de la X en T = 63.5 °F.

4. Aplicar ajuste del C3 entrando por la parte superior izquierda de la gráfica, con

H2S = 4.18 % mol interceptar con la línea de concentración de C3 = 0.67 % mol. Ir

verticalmente hacia abajo hasta encontrar la presión del sistema (0.610 x 10-3 psia)

y leer la corrección en la escala de la izquierda (-2.7 °F).

5. T de formación de hidrato (@ 610 psia) = 63.5 - 2.7 = 60.8 °F.

Nota: el ajuste de temperatura por corrección de C3 es negativo al lado

izquierdo y positivo al lado derecho de la gráfica.

Ing. Nelson Hurtado


3.5 Inhibición de Hidratos

La formación de hidratos puede prevenirse deshidratando tanto el gas como

el líquido, para eliminar la formación de agua condensada en fase líquida o sólida.

Sin embargo, en algunos casos este proceso puede no ser práctico o económico.

En estos casos, la inhibición puede ser un método efectivo para prevenir la

formación de hidratos.

En la inhibición se inyecta un glicol o metanol a una corriente de proceso,

donde se combina con la fase condensada acuosa para bajar la temperatura de

formación de hidrato a una presión dada. Tanto el glicol como el metanol pueden

ser recuperados en la fase acuosa para ser regenerados y reinyectados. Para

procesos de inyección continua hasta - 40 °F, normalmente los glicoles ofrecen

unas ventajas económicas comparadas con la recuperación de metanol por

destilación.

Sin embargo, a temperaturas criogénicas por debajo de - 40 °F, el metanol

se favorece por su baja viscosidad lo que facilita su separación del hidrocarburo

por gravedad y porque la viscosidad del glicol se vuelve excesiva dificultando la

separación efectiva. Es de anotar que normalmente el metanol se inyecta puro.

Los glicoles usados para inhibir hidratos son el etilen (EG), dietilen (DEG) y

trietilen (TEG) glicol, siendo el más popular el etilen glicol por su bajo costo, baja

viscosidad y baja solubilidad en hidrocarburos líquidos. En las Figs. 20-30 a 20-41

del GPSA se dan las propiedades físicas para los glicoles más comunes y para

mezclas glicol agua. En la Fig. 20-42 se suministra información para glicoles puros

y metanol.

Para que la inhibición sea efectiva, el inhibidor debe estar presente en el

punto exacto en el cual el gas húmedo es enfriado a su temperatura de hidrato.

Por ejemplo, en plantas de refrigeración, glicol se inyecta en forma de rocío a la

Ing. Nelson Hurtado


entrada del lado de los tubos del intercambiador gas - gas, y cuando el agua

condensa, el inhibidor está presente para mezclarse con ella y prevenir la

formación de hidratos.

La inyección debe ser de forma tal que permita una buena distribución a

través de cada tubo o placas, en intercambiadores de calor operando por debajo

de la temperatura de hidrato del gas.

Soluciones glicol - agua e hidrocarburos líquidos, pueden formar una

emulsión cuando se agitan o cuando se expanden de alta a baja presión como en

una válvula de expansión JT. Para conseguir una completa recuperación del glicol

diluido para posterior regeneración y reinyección, debe hacerse un diseño

cuidadoso del separador.

El regenerador en un sistema de inyección de glicol debe operarse para

producir una solución de glicol regenerado, cuyo punto de congelación esté por

debajo de la mínima temperatura encontrada en el sistema. Una concentración

típica está entre 75 y 80% en peso. En la Fig. 20-44 se muestra el punto de

congelación para soluciones glicol agua a varias concentraciones.

La concentración mínima de inhibidor en la fase de agua libre se puede

estimar con la ecuación de Hammerschmidt:

d=2335 X1

PM 1(1−X1 ) Ec. 3-4

La Ec. 3-4 no debe usarse para concentraciones por encima de 20 - 25 % peso

para metanol y 60 - 70 % peso para glicoles.

Ing. Nelson Hurtado


Para concentraciones de metanol hasta 50 % peso la ecuación de Nielsen-

Bucklin ofrece mejor precisión:

d = -129.6 ln(XH2O) Ec. 3-5

El término "XH2O" es en fracción mol, no en peso por lo tanto con la Fig. 20-

45 se hace la conversión de porcentaje en peso de metano1 a fracción mol de agua.

Para concentraciones finales de EG mayores de 50 % peso y de metanol

superiores a 75 % peso, se utiliza el método de Maddox et al., que aunque es

iterativo converge rápidamente y se detalla a continuación.

Ln (XH2O * θ H2O) = - 2063 * (1/T – 1/To) Ec. 3-6

donde, θ H2O = exp(C1Xi2 + C2Xi

3) Ec. 3-7

Para etilen glicol:

C1 = - 83.712 + 0.11843 * T + 11119.64/T

C2 = 478.42 - 16.65*T12 - 49132.20/T

Para metanol:

C1 = -62.898 + 2142.93/T1/2 - 17738.77/T

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C2 = 119.69 - 4084.47/T1/2 + 33883.03/T

El procedimiento es como sigue:

1. Determinar To usando un método para calcular temperatura de hidrato sin

inhibidor.

2. Calcular θ H2O a To con Ec. 3-7 para Xi dado (XH2O = 1 – Xi).

3. Resolver la Ec. 3-6 para encontrar T.

4. Calcular θ H2O a T con Ec. 3-7.

5. Repetir desde el paso 3 hasta que los valores de T converjan con una diferencia

no mayor de 1 °R.

Después de calcular la concentración final de inhibidor por alguno de los

métodos anteriores, se hace un balance de materia para determinar la rata de flujo de

inhibidor requerido en la fase de agua.

m I=X R∗mH 2O

X L−X R Ec. 3-8

La cantidad de inhibidor a ser inyectada debe considerar no solo la requerida

para evitar congelamiento, sino la necesaria para estar en la fase de vapor en

equilibrio y la que se disuelve en el hidrocarburo liquido. La presión de vapor del

metanol es lo suficientemente alta para que cantidades significativas se vaporicen.

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Las pérdidas de metanol por evaporación se pueden estimar de la Fig. 20-51,

la cual está extrapolada para valores de presión por encima de 700 psia. Con dicha

figura se puede subestimar las pérdidas de metanol en la fase de vapor para altas

presiones. Para el glicol las pérdidas por evaporación son muy pequeñas y

generalmente se ignoran en los cálculos.

Las pérdidas de inhibidor en la fase de hidrocarburo líquido son más difíciles

de predecir. La solubilidad depende fuertemente de las composiciones tanto de la

fase de agua como de la fase de hidrocarburo.

La Fig. 20-52 del GPSA presenta datos experimentales de solubilidad del

metanol en hidrocarburos líquidos parafínicos como función de la temperatura y la

concentración de metanol. La solubilidad del metanol en hidrocarburos nafténicos es

un poco menor que en parafínicos, pero la solubilidad en hidrocarburos aromáticos

puede ser cuatro a seis veces más alta que en parafínicos.

La solubilidad del EG en la fase líquida de hidrocarburo es extremadamente

pequeña. Para propósitos de diseño se usa un valor de solubilidad de 0.3 lb por 1000

gal. (U.S.) de líquidos del gas natural (NGL). Sin embargo, arrastres o cualquier otra

pérdida mecánica, pueden ocasionar pérdidas totales significativamente mayores.

La concentración final y la rata de flujo de inhibidor requerida, se pueden

también calcular con un programa de simulación de procesos. Se realizan cálculos

de temperatura de hidrato, adicionando inhibidor hasta que la temperatura de hidrato

para la corriente de gas se depresione por debajo de la temperatura de operación del

sistema.

La concentración requerida de inhibidor pobre se fija típicamente entre 60 y

80% peso para el EG y 100% pesa para el metanol. Si la temperatura de hidrato no

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decrece cuando una cantidad grande de inhibidor se adiciona, se debe comparar

contra el método de Maddox et al. Si los resultados son consistentes, el paso a seguir

es incrementar la concentración del EG. Sin embargo, es necesario ser muy

cuidadoso porque se incrementará la viscosidad.

A continuación se presenta un ejemplo calculado tanto a mano como con el

simulador de procesos Hysys.

FIG. 3-17

Ing. Nelson Hurtado



FIG. 3-18

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Ing. Nelson Hurtado


FIG. 3-19


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De Ec. 3-8, m I=

X R∗mH 2O

X L−X R = m I=

0 .443∗4 ,3500 .8−0 ,443

= 5,398 lb/d

(Valor calculado con Hysys, mI= 5,237 lb/d)

Para el Etilen glicol las pérdidas por vaporización y en la fase líquida de hidrocarburo son despreciables.

(Con Hysys también son despreciables).

4.Proceso De Deshidratación Con Glicol

Cuando la inhibición de hidratos no es factible o práctica, se usa el proceso de deshidratación que puede ser con un

desecante líquido o sólido; aunque usualmente es más económico el proceso con líquido, cuando se cumple con las

especificaciones de deshidratación requeridas.

El glicol más comúnmente usado para deshidratación del gas natural es el trietilen glicol (TEG) con el cual se pueden

alcanzar contenidos de agua de 4 lb/MMscf que no son posibles con otros glicoles.

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Los otros glicoles que pueden usarse son el dietilen glicol (DEG) con el cual se puede llegar a un contenido de agua

de 7 lb/MMscf y el tetraetilen glicol (TREG).

Siguiendo el flujo de proceso del esquema de la unidad de deshidratación con glicol que se muestra en la Fig. 3-20,

puede observarse que el gas húmedo que llega a la unidad pasa por un separador que comúnmente está integrado al fondo de

la torre contactora o absorbedora, y entra por el plato de fondo.

El glicol regenerado se bombea al plato de cima de la torre absorbedora y a medida que fluye hacia abajo, va

absorbiendo agua del gas que fluye en contracorriente desde el plato de fondo.

Por el fondo de la absorbedora sale una mezcla agua - glicol rico que pasa por el serpentín condensador de reflujo y

va al tanque "flash", en el cual se separa la mayor parte del gas disuelto.

La mezcla acuosa de glicol pasa por el intercambiador de calor glicol rico - glicol pobre y va a la torre regeneradora

en la cual, el agua absorbida se destila del glicol por aplicación de calor, a presión muy cercana a la atmosférica.

El glicol pobre regenerado fluye a través del intercambiador de calor glicol rico –glicol pobre y se recicla con bomba

a la torre absorbedora, mediante enfriamiento previo.

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Fig. 3-20 Diagrama de flujo de proceso

Unidad de deshidratación con glicol

Ing. Nelson Hurtado


4.1Separador De Entrada

Una buena práctica es instalar un separador para el gas de entrada, aun si la unidad de deshidratación está cerca al

separador de producción. Se busca poder separar cantidades grandes de agua fresca o salada, hidrocarburos, químicos de

tratamientos o inhibidores de corrosión, a fin de evitar su paso a la absorbedora o contactara, pues aun pequeñas cantidades

de estos materiales, causan pérdidas excesivas de glicol debido a la formación de espuma, reducen la eficiencia e

incrementan el mantenimiento.

4.2 Absorbedora

Es una vasija que puede ser de platos de burbujeo, de válvulas o con empaque que promueve el proceso de absorción de

agua del gas natural en una solución de glicol.

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4.3 Tambor Flash

En este tambor la mayor parte del gas natural disuelto se separa de la solución de glicol rico y se envía a gas

combustible. La presión de operación debe ser lo suficientemente baja para promover la separación del gas, pero a la vez lo

suficientemente alta para que pueda entrar al sistema de gas combustible.

4.4 Regeneradora O Despojadora De Agua

La despojadora contiene una sección de serpentín en la cima de la columna, a través de la cual fluye glicol rico para

enfriar los vapores que suben de la parte inferior.

Esto genera un reflujo que minimiza las pérdidas de glicol en el vapor de agua despojada. Por debajo de la boquilla y

distribuidor de entrada del glicol rico, se encuentra una sección empacada usualmente con sillas de cerámica.

4.5 Rehervidor

El Rehervidor tiene que ser diseñado para suministrar el calor adecuado para elevar la temperatura del glicol rico al

nivel requerido para su regeneración. La temperatura del TEG no debe ser superior a 400 °F para evitar su descomposición.

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4.6 Bomba De Glicol

Esta bomba circula el glicol a través de los equipos. Puede ser manejada por motor eléctrico o con gas a alta presión.

Si se bombea glicol en exceso, no se alcanza la temperatura requerida de regeneración en el rehervidor.

SISTEMA DE TORRES GEMELAS - PROCESO DE DESHIDRATACIÓN CON DESECANTE SÓLIDO

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Fuente: “GPSA (

Gas Processors Suppliers Association)”

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FIG 3-32 Platos perforados

FIG. 3-33 Empaques o lechos

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TEMA 4

ENDULZAMIENTO DEL GAS NATURAL

1.Introducción

Los contaminantes más indeseables que se encuentran en el gas natural son el CO2

y los compuestos sulfurosos como el sulfuro de hidrógeno (H2S), los mercaptanos

(RSH), el sulfuro de carbonilo (COS), los disulfuros (RSSR), etc.

Las especificaciones de transporte indican 4 ppmv, o bien 0,25 granos /100 scf. (un

gramo es igual a 15,4324 granos) El CO2 generalmente está comprendido dentro del

porcentaje de gases inertes junto con el nitrógeno, permitido entre un 2 a 3 % en

total. En algunos casos, cuando hay procesos criogénicos que siguen al

endulzamiento, la remoción del CO2 debe llegar a 100 ppmv.- Hay más de 30

procesos desarrollados para quitar los gases ácidos. De acuerdo a los métodos y

productos utilizados, estos procesos pueden clasificarse del siguiente modo:

1. Procesos en tandas, o baches, como por ejemplo la esponja de hierro, o

Chemsweet o Sulfacheck, y la soda cáustica. Como no es posible recuperar el

reactante, su uso se limita a quitar pequeñas cantidades de sulfuros, ya sea en

pequeños caudales o pequeñas concentraciones de sulfuro de hidrógeno.

2. Soluciones acuosas de aminas, como la monoetanolamina, dietanolamina,

diglicolamina, metildietanolamina, Amine Guard, Ucarsol, Flexsorb y otras. Como

estas soluciones pueden regenerarse pueden ser usadas para quitar grandes

cantidades de sulfuros, y también CO2 cuando es necesario.

3. Soluciones mixtas (mezclas de una amina, un solvente físico y agua), como los

procesos Sulfinol, Ucarsol, Flexsorb y Optisol. Pueden tratar grandes cargas de gas

ácido.

4. Solventes físicos, como Selexol, Rectisol, Purisol, Fluor Solvent. Pueden

regenerarse sin calor y secar, simultáneamente el gas. Se usan mayormente para

remover el grueso del CO2 generalmente en las plataformas.

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5. Soluciones de carbonato de potasio caliente, como los procesos Hot Pot,

Catacarb, Benfield y Gianmarco-Vetrocoke. Son solventes químicos parecidos a los

solventes físicos.

6. Oxidación directa o transformación en azufre, como los procesos Stretford,

Sulferox Lo Cat. etc. Estos procesos eliminan las emisiones de H2S.

7. Adsorción, como los tamices moleculares de Davison Chemical, Linde o Zeochem.

Se usa a bajas concentraciones de ácidos, y simultáneamente se puede secar el

gas.

8. Membranas, como las producidas por Monsanto, Grace, DuPont, Cynara (Dow

Chemical), Air Products, International Permeation, AVIR, etc. Son muy apropiadas

para separaciones a granel de CO2, especialmente cuando la concentración en el

gas es muy alta.

Los procesos más comunes son los de baches y el uso de aminas. Por debajo de 20

libras/día, los procesos en baches son más económicos, y sobre las 100 libras/día,

se prefiere las soluciones de aminas.

Contenido de Azufre, en Lb/día = 1.34 x (MMscfd) x (gr H2S / 100 scf)

2.PROCESOS EN BACHES, TANDAS

Las condiciones del material que pueda absorber gases ácidos son, · que no sea

caro, · que tenga una alta capacidad para absorber H2S, · que no sea peligroso, · y

cuyos residuos puedan ser desechados sin problemas ambientales.

Los procesos más conocidos son Chemsweet, Sulfa-Check, soda cáustica, y por

supuesto, el más conocido, el de esponja de hierro.

2.1 Ventajas:

1. Remoción completa de concentraciones de H2S de bajas a medianas, sin

consumo del reactante por parte del CO2, excepto para la soda cáustica.

2. Inversión de capital relativamente baja comparado con procesos regenerativos.

3. La afinidad por los gases que contienen sulfuros es altamente independiente de la

presión de operación, lo cual da una gran versatilidad.

4. La remoción de mercaptanos de pesos moleculares más bajos es adecuada, en

general.

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2.2 Desventajas :

1. Para una operación ininterrumpida se requiere dos o más torres contactoras, de

modo que cuando una está trabajando, se está recargando a la otra, lo cual encarece

el proyecto.

2. La presencia de líquidos, ya sea por pobre separación, o condensación en la torre

por cambios de temperatura, arruina las astillas de la esponja de hierro y produce

espuma.

3. Pueden formarse hidratos a presiones más altas, o temperaturas más bajas.

Esponja de hierro:

Es el proceso más antiguo y más ampliamente usado. Consiste en torres cuyos

lechos están formados por astillas o virutas de madera, impregnadas con óxido

férrico hidratado (Fe2O3), y carbonato de sodio para controlar el pH.

Estas astillas se cargan por el tope, a través de la entrada de hombre y se van

colocando sobre una placa de soporte perforada, de una manera cuidadosa. El gas a

ser tratado entra por el tope del recipiente y es direccionado mediante un distribuidor

de entrada. A medida que va pasando por el lecho, va reaccionando con las astillas,

y deja el proceso de endulzado por el fondo del recipiente, ver Figura 2.

Las reacciones del proceso forman sulfuro férrico y mercáptidos férricos: Fe2O3 + 3

H2S = Fe2S3 + 3 H2O

Fe2O3 + 6 RSH = 2 Fe(RS)3 + 3 H2O

El flujo del gas es desde arriba hacia abajo, para evitar canalizaciones, y para ayudar

al flujo descendente de cualquier condensado que se produjese.

Muchos recipientes tienen toberas regadoras de agua sobre los lechos. El soporte

del lecho son varias camadas de cribas de malla de alambre, sobre un enrejado

estructural. Esto sirve como un filtro que sujeta las astillas para que no sean

acarreadas por el gas. En el fondo se coloca algún soporte adicional. El recipiente

tiene bocas de hombre e el tope y en el fondo, para carga y descarga del material. La

limpieza del lecho puede hacerse con una manguera y agua a alta presión. Cadenas

Ing. Nelson Hurtado


de acero colocadas en el tope y en los costados del recipiente, o enrolladas en el

lecho ayudan a desalojar la esponja consumida.

Las reacciones de regeneración son las siguientes:

Fe2S3 + 3 O = Fe2O3 + 3 S

2 Fe(RS)3 + 3 O = Fe2O3 + 3 RS:SR

Para la regeneración continua se añade una pequeña cantidad de aire o de oxígeno

a la corriente de gas ácido de entrada, para oxidar el Fe2S3 y convertirlo en Fe2O3

tan pronto como el H2S haya sido absorbido.

La regeneración periódica implica paradas de la torre, despresurización, y circulación

del gas remanente con añadidos crecientes de oxígeno. Ambos métodos son

peligrosos debido al calor desprendido por las reacciones de oxidación (85.000 Btu/lb

mol de sulfuro). Es difícil inyectar las cantidades debidas de aire, ya que los equipos

de inyección son caros. Se produce corrosión debido al oxígeno, especialmente en

presencia de CO2 y el lecho se torna una torta, o masa solidificada, debido al

derretimiento y solidificación del azufre.

Se puede usar péroxido de hidrógeno (H2O2) para regenerar las esponjas gastas,

pero el manejo de este oxidante es difícil y muy exigente en cuanto a la limpieza,

además de ser más costoso. Sin embargo su uso se justifica porque puede extender

la vida de la camada de tres a cinco veces más, y reduce la tendencia a quemarse y

formar tortas. Además reduce el tiempo de parada, por lo que se puede trabajar con

una sola torre.

3.Procesos de líquidos y lechadas.

Aun cuando hay muchos productos químicos desarrollados para endulzar los gases

ácidos, muchos de ellos tienen severas limitaciones de uso por regulaciones de la

EPA. (Agencia de Protección Ambiental) Algunos como las lechadas de óxido de

hierro, exhiben un comportamiento errático, o provocan problemas colaterales,

especialmente corrosión.

Esto último ha podido superarse en parte mediante recubrimientos internos de los

recipientes de contacto, con resinas fenólicas o epóxicas.

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Los procesos con productos químicos son más costosos que usar esponja de hierro,

pero se compensa un poco con la facilidad y el menor costo con el cual puede ser

limpiada y recargada la torre de contacto. Sin embargo hay otras limitaciones: Los

líquidos se congelan, y forman espumas, de modo que

debe añadirse anticongelantes, antiespumantes, etc. Finalmente

queda el problema de la disposición de los residuos químicos.

Chemsweet es un proceso NATCO. Consiste en un polvo blanco, producto de una

mezcla de óxido de zinc, acetato de zinc y un dispersante para mantener las

partículas de óxido de zinc en suspensión. Se mezcla una parte con cinco partes de

agua, lo cual disuelve al acetato y provee una fuente controlada de iones de zinc que

reaccionan instantáneamente con los iones del bisulfuro y el

sulfuro que se forma cuando el sulfuro de hidrógeno se disuelve en agua. El óxido de

zinc vuelve a rellenar el acetato de zinc.

La presencia de CO2 en el gas natural no es un problema ya que el pH de esta

lechada es lo suficientemente baja como para prevenir absorción significativa de

CO2, aun cuando la relación de CO2 a H2S sea muy alta. En la Figura 3 puede verse

una torre de Chemsweet, y sus partes componentes.Las reacciones son las que

siguen:

Endulzado: ZnAc 2 + H2S = ZnS + 2 HAc

Regeneración: ZnO + 2 HAc = ZnAc2 + H2O

Reacción total: ZnO + H2S = ZnS + H2O

4.Torre de contacto típica para líquidos y lechadas. Es un recipiente cilíndrico,

con cabezales elípticos, equipado con toberas de entrada y salida de gases, un

alimentador de lechadas y toberas de sobreflujo, un drenaje, una entrada de hombre,

un eliminador de niebla y un distribuidor de gas.

El gas agrio entra por el fondo y sube al plato distribuidor desde donde se lo dispersa

mezclado. El gas endulzado fluye a través del eliminador de niebla y sale por el tope.

El burbujeo del gas dentro de la lechada resulta en una expansión de la lechada igual

al volumen de las burbujas que se elevan en un determinado tiempo. De allí que hay

un valor dinámico y otro estático para la profundidad de la lechada. La altura del

recipiente debe ser suficiente para mantener un espacio de desprendimiento

Ing. Nelson Hurtado


adecuado, es decir, entre el tope de la lechada expandida y el eliminador de niebla.

Los requerimientos químicos, determinados por la vida útil de la camada que se

desea entre cargas sucesivas, son quienes dictan la altura de la columna. La vida útil

normal está entre 30 a 90 días.

El diámetro es función del caudal de gas real a condiciones de operación. Se

necesita una velocidad superficial mínima del gas (caudal real dividido por el área

transversal) para proveer la agitación que mantenga mezclada la lechada. Si esta

velocidad es muy alta, la expansión será muy grande y la lechada será acarreada por

el gas de salida

5.OTROS PROCESOS DE ENDULZAMIENTO.

Existen otros procesos regenerativos (además de los de alcanolaminas y soluciones

mixtas), adsorción y membranas. Las propiedades únicas de los solventes y de las

membranas ofrecen ventajas sustanciales, a menudo para situaciones especiales

con requerimientos específicos (ej. offshore). Se los puede clasificar en:

1. Solventes físicos como el Selexol, Rectisol, Purisol y Solvente Flúor

2. Soluciones de carbonato de potasio caliente como por ejemplo, Hot Pot, Catacarb,

Benfield y Gianmarco- Vetrocoke.

3. Oxidación directa a azufre, como los procesos Claus, Stretford, Sulferox, Lo-Cat,

Instituto Francés de Petróleo, etc.

4. Adsorción ej: tamices moleculares

5. Membranas Ej: AVIR, Separex, Cyrano (Dow), Grace Membranes Internacional

Permeation, y Monsanto.

Ventajas

1. El tamaño del equipo y los costos son más reducidos, en general.

2. Cargas de gas ácido muy altas, ejemplo 10-12 scf/gal a altas presiones parciales

del gas ácido, y tasas de circulación reducidas, como en los solventes físicos.

3. Regeneración sin calor, como en los solventes físicos, o sin regeneración, como

en las membranas.

4. Intercambio de calor y requerimientos de calor reducidos, como en las soluciones

de carbonato de potasio.

5. Eliminación de emisiones de H2S, como en los procesos de oxidación directa.

Ing. Nelson Hurtado


6. Habilidad para procesar corrientes de gas con contenidos muy elevados de CO2

(por encima de 50%, de forma económica), como las membranas.

7. Sin partes movibles, como los tamices moleculares, o sólo con compresión, como

en las membranas.

8. Deshidratación simultánea del gas, como en los solventes físicos y tamices

moleculares

Desventajas

1. Los diseños de procesos más complejos a menudo se limitan a una aplicación

específica.

Costos de ingeniería más altos.

2. Algunos solventes físicos absorben cantidades significativas de hidrocarburos más

pesados, los cuales se pierden, a veces.

3. Algunos solventes físicos son caros y muy corrosivos a los elastómeros

usados ,como asientos y sellos en las válvulas e instrumentos.

4. Algunos procesos tienen pagos de licencias o patentes, como SElexol, Rectisol,

Purisol, Fluor Solvent, Catacarb, Benfield, Stretford y Lo-CAt.

5. Los separadores de membranas son caros. Solventes Físicos

Son líquidos orgánicos que absorben CO2 y H2S a altas presiones y temperaturas

ambientes o más bajas. La regeneración se hace por vaporización a presión

atmosférica, y a veces con vacío; generalmente no se usa calor. Los diagramas de

flujo básicos son similares a los procesos con alcanolaminas. El solvente físico debe

ser de baja viscosidad (bajo derretimiento), químicamente estable, no tóxico, no

corrosivo, selectivo para el gas contaminante, y estar disponible. El gas sacado es

proporcional a la presión parcial del gas ácido, o sea, se aplica la ley de Henry.

Selexol

Este método fue desarrollado por la Allied Chemical Company, y su uso primario es

para corrientes de gas natural. No se lo usa para gases sintéticos. Se lo usa en

muchas instalaciones para remoción en masa de CO2 y ahora último para remoción

simultánea del H2S. Es una mezcla de dimetil éteres de glicoles de polietileno,

generalmente desde el trimero hasta el hexámero. Es no tóxico, alto punto de

ebullición, puede usarse en equipos de acero al carbono, y es un excelente solvente

para gases ácidos, otros gases sulfurosos, hidrocarburos pesados y aromáticos.

Ing. Nelson Hurtado


El gas de entrada se mezcla con el solvente rico de la torre de contacto, se lo enfría y

se lo separa antes de entrar al contactor. Siguiendo al separador hay cuatro flashes:

un primer flash a alta presión, necesario para recuperar el metano co-absorbido. El

segundo es un flash a presión intermedia, donde el CO2 es liberado a presión

elevada. El tercero es un flash a presión atmosférica y el cuarto, al vacío. El flash

intermedio suelta el CO2 a presión elevada, desde la cual puede ser expandido para

que ceda poder de refrigeración, o desde la cual puede ser recomprimido para

inyección en el reservorio. El flash atmosférico sirve para reducir la carga del flash al

vacío.

Con absorción a 1000 psia y un flasheo al vacío de 5 psia, el nivel de CO2 en el

producto final es de 1 %, un contenido muy apropiado para la mayoría de los

procesos de purificación del gas natural. Niveles más altos, como 2,3 o 5% se

obtienen por flasheo a presiones mayores.

A presión atmosférica el nivel de CO2 es de alrededor de 3.5 %. El quitar y expandir

el CO2 simultáneamente produce un enfriamiento significante. Un 30

% de CO2 en el gas de alimentación a 1000 psia generalmente suministra suficiente

enfriamiento para rebajar el calor del bombeo y del abatimiento de presión,

compresión, la radiación solar y las diferencias de temperatura entre la alimentación

y el producto de salida. Se necesita refrigeración si una cantidad considerable de

CO2 no se flashea, porque se la inyecta de nuevo en un reservorio.

Note que el Selexol también absorbe los hidrocarburos más pesados. Para corrientes

de gas rico se previene que tenga lugar esta extracción mezclando con agua para

formar una fase de hidrocarburos. Luego esta agua debe ser quitada, lo cual requiere

calor.

Rectisol

Este proceso ha sido desarrollado por las compañías alemanas Lurgi y Linde. El

solvente en este proceso es Metanol, cuya alta volatilidad requiere que la torre de

contacto esté a muy bajas temperaturas, por ejemplo de 0 a – 70 º F. Esto limita su

aplicabilidad a corrientes de gas natural muy livianas. Se lo usa mayormente para

tratar gases de síntesis en Europa, y el rango de aplicación está entre –30 a –100 º

F. Existen procesos adicionales incluyen recuperar hidrocarburos de las corrientes de

H2S y CO2

Ing. Nelson Hurtado


Purisol

El solvente Lurgi Purisol es un n-metil-2-pirrolidona, también conocido como NMP o

MPyrol. Es un solvente excelente para H2S, CO2, H2O, RSH, hidrocarburos y

desgraciada mente muchos elastómeros. También es muy selectivo hacia el H2S.

Tal como el Rectisol, se lo usa para tratar gases sintéticos en Europa.

Solvente Fluor

Este proceso usa carbonato de propileno para quitar H2S, CO2, COS y RSH del gas

natural.

No es selectivo hacia el H2S. Todos los tipos de compuestos de azufre pueden

reducirse a 4 ppm o menos. Además puede quitar agua de las corrientes de gas

natural. Es decir, en un solo paso es posible acondicionar y deshidratar el gas a

especificaciones de gasoducto.

Sin embargo el uso principal ha sido como una alternativa al Selexol para remoción

en masa de CO2, no siendo usado para tratar menos que un 3 % de CO2.

El carbonato de propileno tiene muchas ventajas que lo hacen apropiado como

solvente para gases ácidos:

1. Bajo calor de solución para el CO2

2. No es corrosivo hacia metales comunes

3. Baja presión de vapor a temperaturas de operación

4. Baja viscosidad

5. Alto grado de solubilidad para CO2 y otros gases

6. Químicamente no reactivo hacia todos los componentes del gas natural

7. Baja solubilidad para hidrocarburos livianos (C1, C2)

Esas características disminuyen los requerimientos de bombeo y de calor,

disminuyen los problemas de corrosión y no hay grandes pérdidas de solvente en la

operación ( menos de 1 lb /MMscf). Sin embargo el sistema requiere diseños

especiales, como absorbedores más grandes, y tasas de circulación más altas para

obtener la calidad de las especificaciones de gasoducto, por lo que generalmente no

es económicamente tan aplicable.

Un diagrama de flujo típico con regeneración, consiste en dos etapas de flasheo. El

primer gas de flasheo contiene la mayor parte de los hidrocarburos y es comprimido

y reciclado. El segundo flash conduce la turbina de expansión.

Ing. Nelson Hurtado


Las mejores aplicaciones son para gases livianos con una presión parcial por encima

de 60 psi. Temperaturas del solvente por debajo de la ambiente reducen la tasa de

circulación y el tamaño del equipo. Si se expande el CO2 flasheado se puede

conseguir la necesaria refrigeración.

Soluciones de Carbonato de Potasio caliente En los años cincuenta fue desarrollado

el proceso original Hot Pot por el Bureau of Mines de U.S. Las mejoras continuaron

como ser, uso de catalizadores para aumentar las tasas de reacción, inhibidores de

corrosión, etc, todo lo cual resultó en procesos patentados (Catacarb y Benfield). Sin

embargo la mayoría de las aplicaciones son para gases sintéticos más bien que para

gas natural. Varios procesos quedaron en el pasado, y muchos están en revisión por

consideraciones ambientales debido a las nuevas leyes en vigor, mucho más

restrictivas que antes. Por ejemplo, el proceso Gianmarco- Vetrocoke, usado

ampliamente en Europa, tiene problemas ambientales debido a los catalizadores de

arsénico.

Los procesos de carbonato de potasio usan soluciones inorgánicas acuosas que

contienen 25 a 35 % en peso de K2CO3. La absorción es química, y no física.

La solución Catacarb contiene boratos metálicos, álcalis y un inhibidor de corrosión.

El proceso Benfield tiene un aditivo que es un óxido de vanadio. Ambos producen

cargas de gas ácido más grandes, tasas de circulación más bajas, equipos más

pequeños y menor mantenimiento.

Los rasgos más salientes de estos procesos son:

1. Las reacciones químicas son específicas para el CO2 y el H2S y a la temperatura

de contacto la solubilidad de los otros gases es despreciable.

2. Los calores de reacción que absorben CO2 y H2S son alrededor de la mitad de lo

que se necesita para alcanolaminas, reduciendo los requerimientos de calor

comparativamente – 0.6 a 0.8 lb de vapor por galón de solución circulada.

3. La remoción completa del H2S requiere la presencia del CO2. El COS y el CS2 se

sacan por hidrólisis pasándolos a H2S y CO2. Los mercaptanos son difíciles para

sacar

4. Las recuperaciones de gas ácido de 4 a 8 scf/gal son alcanzables. No se puede

obtener cargas más altas porque la absorción en este caso es química, lo cual es

más limitado.

Ing. Nelson Hurtado


5.1Procesos de conversión directa:

Consideraremos sólo los procesos usados para quitar H2S del gas natural. Esto

elimina lo que se llama la limpieza del gas de cola, donde dos moles de H2S se los

hace reaccionar con un mol de SO2.

El esquema básico usa reacciones de óxido-reducción. El H2S es absorbido en una

solución alcalina que contiene transportadores de oxígeno, y es convertido a azufre

elemental.

La solución se regenera por aire la cual también actúa como agente de flotación para

el azufre formado. El barro de azufre ha sido siempre el talón de Aquiles de estos

procesos. La recolección y remoción del azufre es difícil, y el taponamiento de las

líneas es la causa común de las paradas de planta.

El proceso Stretford, patentado por la British Gas Corporation, ha sido ampliamente

usado.

La solución absorbente es una solución diluída de Na2CO3, NaVO3 y ácido

disulfónico antraquinona (ADA). Las reacciones se efectúan en cuatro pasos del

proceso, no son afectadas por presión y toleran temperaturas hasta 120 º F. La

solución es no corrosiva. La solución oxidada se entrega desde un tanque de

bombeo al tope de la planta absorbedora, donde se contacta en contracorriente con

el gas. La solución reducida fluye hacia un tanque de flasheo al terminar el recorrido

por el contactor. Los hidrodrocarburos gaseosos que se han disuelto en la solución

se flashean, y la solución fluye hasta la parte inferior del recipiente de oxidación. Allí

se la vuelve a oxidar con el paso de una corriente de aire, y se la envía al tanque de

bombeo.

El azufre es llevado hasta el tope del oxidador por medio de una espuma creada por

la aireación de la solución, y pasa a un espesador, en donde se trata de aumentar el

peso del mismo, y desde ahí se lo envía a procesos de recuperación.

El proceso Claus, usado para tratar corrientes de gas que contienen altas

concentraciones de H2S, es otro de los procedimientos de conversión directa. La

Ing. Nelson Hurtado


química de las unidades involucra oxidación parcial del sulfuro de hidrógeno a

dióxido de azufre, y azufre elemental.

En la primera etapa del proceso se convierte el H2S a SO2 y S, quemando la

corriente gaseosa ácida en un horno de reacción. Este SO2 es la carga para la

siguiente etapa, la fase de reacción catalítica. Puede haber múltiples etapas para

lograr una mejor conversión del H2S. Luego de cada etapa hay condensadores para

separar y condensar los vapores de azufre de la corriente principal. Pueden lograrse

eficiencias de conversión de 94 a 95% con dos etapas, y hasta un 97 % con tres

etapas.

El gas efluente se quema o se envía a otra unidad de tratamiento, para tratar el “gas

de cola”, como se le llama, antes de ser expulsado a la atmósfera.

El proceso IFP, patentado por el Instituto Francés de Petróleo, consiste en hacer

reaccionar H2S con SO2 para producir agua y azufre. La reacción total es: 2 H2S +

SO2 ® 2 H2O + 3 S

Los gases mencionados se mezclan y luego se los contacta con un líquido catalítico

en una torre de relleno. El azufre elemental se recupera en el fondo de la torre. Parte

de este azufre se quema para producir el SO2 necesario para sacar el H2S. La

variable más importante del proceso es la relación H2S a SO2 en la alimentación.

Esto es controlado por analizadores para mantener el desempeño del sistema.

El proceso Lo Cat usa una solución extremamente diluída, de 0.15 a 025 % en peso

de quelados orgánicos de hierro en agua para convertir el H2S en agua y en azufre

elemental.

La solución se amortigua con KHCO3 formado por reacción del CO2 de la corriente

de gas con el KOH de la fórmula. Las unidades de Lo Cat pueden usarse para

limpieza de los gases de cola que quedan después de someter al gas natural a otros

tratamientos.-

El Sulferox es otro proceso, que también está basato en quelatos de hierro. Las

dificultades con el barrido de hierro soluble incluyen precipitación del hidróxido férrico

bajo condiciones alcalinas. y del sulfuro de hierro de la solución ácida, de modo que

el control de pH es crítico. Otro problema es que los quelatos corroen el acero al

carbón. Se necesita acero inoxidable.

Ing. Nelson Hurtado


Por las razones expuestas estos procesos y otros parecidos, no han prosperado

mucho.

5.2 Procesos de adsorción

Se llaman así los procesos por los cuales las moléculas de líquidos o gases quedan

retenidas en la superficie de los sólidos. Esta retención puede ser una reacción

química, condensación capilar, fuerzas intermoleculares o una combinación de todas.

Su mayor aplicación es en la deshidratación del gas natural, especialmente como un

primer paso en la recuperación criogénica de líquidos del gas natural. Los tamices

moleculares de zeolitas son los adsorbentes más adecuados para H2S, CO2, RSH,

etc. Son no tóxicas, no corrosivas y están disponibles en tamaño de poros que van

desde los 3 a los 10 angstroms. Los tamaños pequeños adsorben H2S, pero son

muy pequeñas para los mercaptanos más pesados. Los tamaños mayores se usan

para remoción total de los sulfuros.

Los tamices moleculares adsorben solamente moléculas polares. Entre los

contaminantes comunes del gas natural el H2O es la adsorbida con mayor fuerza,

seguida por los mercaptanos,

el H2S y el CO2, en ese orden. Debido a que los componentes con una afinidad

mayor por la adsorción desplazarán a los componentes menos estrechamente

mantenidos, se puede obtener la remoción selectiva de los contaminantes de azufre

hasta muy bajas concentraciones en el efluente, de 0.01 gr /100 scf

5.3 Separación por Membranas

La separación por membranas es el desarrollo más reciente y a pesar del receso

económico, su uso sigue aumentando. Su mayor uso ha sido separación de H2 a

partir del amoníaco, NH3, y separación de CO2 de los gases de refinería.

La separación del gas tiene lugar sobre una base molecular, por lo que debe usarse

delgadas películas, sin poros. La permeación a través de la película no es filtración:

es porción en el lado de alta presión, difusión a través de la película, y desorción en

el lado de baja presión.

Ing. Nelson Hurtado


Las membranas consisten en una película de polímero ultra delgado sobre la

superficie de un delgado sustrato poroso. Dependiendo del diseño, o la cubierta, o el

sustrato controla la tasa de permeación de la película compuesta.

Hay dos configuraciones básicas: enrolladas en espiral, como las marcas Separex y

Grace, y las fibras ranuradas, como las marcas Prism y duPont. La Figura 1 ilustra la

construcción de un separador estilo espiral: consiste en capas sucesivas de canales

de flujo del gas de alimentación, membrana de separación, canal de flujo permeable,

y membrana de separación enrollada alrededor de un tubo permeado axialmente. Al

paquete se lo ubica dentro de un recipiente a presión cilíndrico para formar un

elemento que es generalmente de

4-8 pulgadas de diámetro exterior por 4 a 5 pies de largo. Los elementos se

combinan en paralelo y/o en serie para formar el paquete separador. Para estas

membranas, una cubierta de acetato de celulosa densa, no porosa, es generalmente

la camada activa, o controladora de la permeación.

También existen separadores de fibras ranuradas. Las fibras son cilindros ranurados

de menos de un mm de diámetro exterior, torneados desde el material de control de

separación, generalmente un material polisulfonado cubierto con una capa de

elastómero de silicona para protección. Las dimensiones típicas de la pared son: un

sustrato de hasta 300 micrones –la camada separadora es solo 500 a 1000

angstroms de éste- y uno a dos micrones de recubrimiento. El manojo de fibras

ranuradas que está sellado en un extremo, encaja dentro de una carcasa de acero.

La unidad se parece a un intercambiador de tubo y coraza, La alimentación y el gas

de salida no permeado están en el lado de la coraza y el gas permeado está en el

lado de los tubos. Las dimensiones típicas son 4 a 8 pulgadas de diámetro y 10 a 20

pies de largo.

5.3.1 Características de las membranas

Las membranas separan gases por la diferencia en las tasas a las cuales los gases

se difunden a través de la película. Los gases más rápidos se recogen en la corriente

perneada y los gases más lentos en la corriente no permeada. Existen tablas que

muestran las tasas de permeación para los dos tipos de membranas.

Ing. Nelson Hurtado


Cuando la diferencia en los coeficientes de permeación es grande, es posible una

buena separación de los gases, pero cuando la diferencia es pequeña, por ejemplo el

H2S y el CH4, la separación es difícil y cara porque se necesitan varias etapas. En

cualquier caso la separación no es completa: el gas permeado contiene algo del gas

residual, y viceversa. Un gas dulce corresponde a 4 ppm de H2S, un resultado no

práctico considerando los coeficientes de los dos gases. El gas seco (7 lb H2O /

MMscf) corresponde a 147 ppm. Esto se puede lograr pero el CH4 perdido con el

agua es demasiado valioso. La recuperación involucra enfriar para condensar la

mayor parte de agua, compresión a la presión de alimentación, y recirculación.

Generalmente esto es demasiado equipamiento para competir económicamente con

la deshidratación por glicol. La separación del CO2 es mucho más práctica.

El gas residual puede contener 2 a 3 % de CO2, y el CH4 en el CO2 generalmente

no es un problema.

6.USO DE AMINAS

Muchos procesos continuos de endulzamiento del gas usan soluciones acuosas de

alcanolaminas como la monoetanolamina, dietanolamina, diglicolamina,

metildietanolamina, o soluciones mixtas como Amine Guard, Ucarsol, Flexsorb y

otras. A las soluciones mixtas se les añade un solvente físico para mejorar el

desempeño de la amina en situaciones especiales, como ser, cuando hay una nueva

especificación para el gas de salida, más baja, o una nueva corriente de entrada con

altas concentraciones de gas ácido, o mayor proporción de mercaptanos en donde la

alcanolamina sola no es lo más apropiado, etc.

La ventaja de estos procesos es que la solución que hace el tratamiento puede ser

regenerada y recirculada, por lo que puede usarse para quitar grandes cantidades de

sulfuros, y también CO2 cuando es necesario. Hay varias otras ventajas, entre ellas:

a. Remoción completa de gases ácidos desde concentraciones medias a altas, aún a

caudales de gas altos, con consumos despreciables del reactante.

b. Costos operativos relativamente bajos por libra de sulfuro removido, comparado

con los procesos en tandas.

Ing. Nelson Hurtado


c. La composición de la solución puede prepararse de acuerdo a la composición del

gas ácido.

d. Grandes cantidades de compuestos de sulfuros orgánicos también pueden ser

quitados cuando se añade un solvente físico a la solución de amina

Las desventajas son:

1. Alta inversión de capital, comparada con los procesos baches

2. Los costos de operación y mantenimiento son significativos

3. Algunos de los procesos como el Sulfinol, o el Flexosorb, requieren licencia o pago

de patentes.

Reacciones químicas:

1. Ionización e hidrólisis del H2s y del CO2

2. Formación de protones de aminas

3. Reacciones con H2S

4. Reacciones con CO2

5. Otros gases sulfurados: Las bases de amina son muy débiles para formar

mercáptidos, y el COS no hidroliza a temperaturas ambientes. De modo que para

realizar la remoción de los RHS, COS y RSSR, se lo hace por absorción a alta

presión, mientras que la regeneración del solvente se realiza por desorción a baja

presión y alta temperatura. Se añade un solvente físico cuando la afinidad por los

gases sulfurosos es insuficiente.

6.1 Descripción de las aminas:

Monoetanolamina, MEA: Fue la primera amina usada para estos procesos. Se la

emplea a menudo cuando la presión parcial del gas ácido es baja, es decir, para

bajas presiones y / o bajas concentraciones del gas ácido. La MEA es una amina

primaria, la de peso molecular más bajo. Por consiguiente es la más reactiva,

corrosiva y volátil. Por eso se la usa en soluciones relativamente diluídas, tiene las

pérdidas por evaporación más altas, requiere más calor para su regeneración y tiene

el recobro de hidrocarburos más bajo.

Ing. Nelson Hurtado


Las aminas primarias forman ligaduras más fuertes con los aniones de gas ácido,

que las aminas secundarias y terciarias. Es por ello que el proceso de regeneración,

que implica la descomposición de las sales formadas durante la absorción de los

gases, es más difícil.

Para aumentar la regeneración se usa generalmente un recuperador que opera a

temperaturas más elevadas que el rehervidor.

Dietanolamina, DEA, es el solvente endulzante más ampliamente usado. Si se lo

compara con la MEA, tiene calores de reacción más bajos con el H2S y con el CO2,

es menos corrosivo y puede usarse en concentraciones más altas con cargas más

grandes de gases ácidos. Esto se traduce en una tasa de circulación reducida, que

significa costos de capital y operación menores.

La DEA también es muy resistente a la degradación producida por los RSH y COS.

Su mayor desventaja es la incapacidad de desprenderse del CO2, y el precio, que en

algunos casos es aventajado por nuevos procesos. Hay una adaptación al proceso,

llamada SNPA, desarrollada por la Elf-Aquitaine, que logra cargas de gas ácido

mucho más altas, algo de 0,7 moles de gas/mol de DEA, sin corrosión excesiva. Pero

necesita altas presiones parciales del gas ácido de entrada, alrededor de 4

atmósferas, por lo que no se puede aplicar en todos los casos.

Disopropanolamina, DIPA. El proceso ADIP licenciado por Shell usa

frecuentemente este tipo de amina. Los requerimientos de vapor de agua son bajos,

bajas tasas de corrosión, y es apropiado para gases que contengan COS. Se lo usa para

sacar el H2S y el COS del gas licuado LPG. Sin embargo la degradación irreversible

producida por el CO2 y el COS es mayor que para la MEA, DEA o DGA, lo cual significa

menor cantidad de solución que puede ser regenerada en el proceso.

Diglicolamina, DGA. Es una amina primaria con igual peso molecular que la DEA.

Es muy apropiada para climas fríos, por cuanto las soluciones congelan bastante

más abajo que el punto de congelamiento de soluciones de DEA y de MEA. Una

solución al 65% de DGA congela a – 40º F. Una solución de MEA al 20% congela a

15 º F, y una solución de DEA al 30% congela a 20 º F. Es parecido a la MEA,

Ing. Nelson Hurtado


apropiado para tratar corrientes gaseosas con bajas presiones parciales de los gases

ácidos. y necesita de un recuperador para completar la regeneración. Asimismo

presenta una gran afinidad por compuestos sulfurosos orgánicos.

Metildietanolamina, MDEA. Las aminas terciarias tienen una selectividad por el H2S

sobre el CO2 cuando las corrientes de gas contienen ambos gases ácidos. Esta

propiedad selectiva es bien aprovechada para graduar el contenido de H2S en el gas

de alimentación de las plantas de azufre, o bien para quitar el H2S del CO2, cuando

se va a usar este último en proyectos de inyección. Además necesitan la menor

cantidad de calor para regenerarse, porque pueden usarse al 50% con cargas de gas

ácido de 0.4 mol/mol, tienen los más bajos calores de reacción con H2S y CO2, y el

calor específico más bajo. Las pérdidas de solvente son muy bajas y el punto de

congelamiento es de unos 25 º F. La MDEA también forma parte de muchas

formulaciones de solventes especiales.

Solventes especiales: Se ha desarrollado una gran familia de productos en los

últimos años, todos ellos basados en las alcanolaminas. Son mezclas de solventes

con inhibidores de corrosión que permiten aumentar las concentraciones, hasta un

30 % para la MEA y un 50 % para la DEA, reduciendo así la tasa de circulación de

las aminas y el calor requerido para la regeneración en forma sustancial.

Los solventes Gas/Spec, de Dow Chemicals y el Ucarsol, de Union Carbide, son los

productos que se han posicionado mejor en el mercado este último tiempo. Son

solventes basados en MDEA, junto con otras aminas, ablandadores, promotores,

inhibidores de corrosión, y antiespumantes. Los solventes Flexsorb, desarrollados

por la Exxon, usan la presencia de un grupo grande próximo al átomo de nitrógeno, y

la basicidad para controlar la reacción

CO2/amina. Hay productos Flexsorb para eliminación selectiva del H2S y remoción

total de CO2.

Soluciones mixtas: El Sulfinol , desarrollado por Shell fue el primero de estos

procesos. La solución usa un solvente físico, el sulfolano en este caso, y ya sea

DIPA o MDEA como la amina. Además de absorber compuestos azufrados

Ing. Nelson Hurtado


orgánicos, la capacidad del Sulfinol para los gases ácidos aumenta con la presión

parcial de los mismos. Este producto es apropiado para corrientes gaseosas con

altos contenidos de gas ácido.

Como la mayoría de los solventes físicos, el Sulfinol tiene una significativa afinidad

por los hidrocarburos, especialmente los aromáticos. Entonces conviene instalar

facilidades de pretratamiento adelante del gas ácido, si va a usarse para una planta

de recuperación de azufre. Si se usa MDEA la solución puede quitar selectivamente

el H2s y dejar hasta el 50% del CO2 originalmente en el gas. Hay varios otros

solventes desarrollados últimamente, pero como son patentados, cuestan más que

las alcanolaminas.

6.2Tasa de flujo de la amina:

Seleccionar la solución de endulzamiento apropiada, las concentraciones de

amina y el solvente físico. Por ejemplo, MEA o DGA para gas a baja presión. DEA

para la mayoría de las aplicaciones, DGA para climas fríos, MDEA para remoción

selectiva de H2S, y procesos de solvente físico para remoción de sulfuro orgánico.

Calcular las presiones parciales del H2S, CO2, RSH y otros gases de azufre

orgánicos usando la presión de la torre y la composición del gas de entrada. Estimar

la temperatura de la solución de amina rica en el fondo de la torre de contacto. Esta

es generalmente de 20 a 40 º F más caliente que el gas de entrada. Calcular las

cargas de equilibrio para el H2S, CO2, RSH, etc. en la solución de amina rica. Esto

requiere datos de solubilidad que pueden hallarse en manuales de fabricantes, en el

GPSA, en el Dow Fact Book, etc. Allí se encuentran los datos para la mayoría de las

soluciones de amina y tienen en cuenta el efecto interactivo de la absorción del H2S

y CO2 y viceversa.

Casi todos los datos de solventes físicos son propiedad de alguien. En el GPSA

puede hallarse datos para interpolar las temperaturas. Suponer una aproximación al

equilibrio y determinar los recobros para H2S, CO2, RSH, etc. Las soluciones

mixtas son más complejas porque tanto la amina como los solventes físicos deben

ser considerados separadamente, y también las interacciones entre esos

absorbentes. La carga rica típica es de alrededor del 80 % de la concentración de

equilibrio y la carga pobre (regenerada, mol gas ácido/mol amina) es de 0.05 a 0.1

Ing. Nelson Hurtado


para aminas primarias, 0.03 a 0.05 para aminas secundarias y tan bajo como 0.005

para solventes especiales basados

en MDEA. Calcular la tasa de circulación de amina a partir de la remoción y el

contenido de gas ácido del gas agrio.

Calcular los calores de reacción y solución para todos las extracciones de gas. Usar

los datos de la Tabla 3 y las tablas del GPSA Data Book (1987).

Estimar la temperatura de alimentación de la amina pobre – 100 a 130 ºF y la

temperatura de salida del gas dulce – 15 a 30 º F más caliente que el gas de entrada

y/o 0 a 15 ºF por arriba de la amina pobre.

Hacer un balance de calor alrededor de la torre de contacto. Verificar todas las

suposiciones.

Caso contrario se requiere otra iteración.

Puede Obtenerse un estimado rápido de la tasa de flujo para soluciones típicas de

MEA, DEA, DGA y MDEA, usando la siguiente ecuación, de Khan & Manning , 1985:

Caudal de circulación (gpm) = K (MMscfd)(Porcentaje molar de gas ácido quitado)

7.Sistema de absorción.

El sistema de procesamiento de gas a alta presión consiste en un depurador de

entrada, una torre de contacto y un separador de salida.

El depurador o separador de entrada quita los baches y gotas de hidrocarburos

condensados, agua producida, inhibidores de corrosión y químicos de los

tratamientos de los pozos que vienen con la corriente de gas agrio. Debe estar

colocado tan cerca como sea posible del contactor de amina. Puede ser

complementado, pero nunca reemplazado, por un depurador integral colocado dentro

de la torre absorbedora. Los líquidos de acarreo son la fuente más común de

contaminación para todos los procesos de endulzamiento.

La mayoría de las torres absorbedoras usan platos para contactar el gas agrio con

la solución de amina. Sin embargo se usan también las columnas empacadas para

pequeñas aplicaciones. El diseño normal son 20 platos tipo válvulas, con una

almohadilla atrapa-nieblas por encima del plato superior. El espaciamiento típico

Ing. Nelson Hurtado


entre platos es de 18 a 24 pulgadas, y la distancia entre el plato superior y demister

es de 3 a 4 pies.

Algunos contactores tienen un lavado de agua que consiste de dos a cinco platos por

encima del plato de alimentación de la amina. Esto elimina el acarreo de amina, a la

vez que añade agua a la preparación de manera conveniente, y se usa a menudo en

unidades de MEA a baja presión.

El mejor modo de monitorear el comportamiento del absorbedor y de detectar el

espumamiento es por medio de una celda de presión diferencial conectada a la

entrada y a la salida del gas. En ese caso debe incluirse las correspondientes

conexiones.

El área transversal del contactor se dimensiona para las tasas de flujo de gas y

amina.

Verificar el punto de rocío a los hidrocarburos en el contactor, tanto a las

condiciones de salida como a las de entrada. Recordar que el punto de rocío

aumenta a medida que se va quitando los gases ácidos, y la condensación de los

hidrocarburos es una de las causas que producen excesivo espumamiento.

Verificar si hay condensación retrógrada en la torre absorbedora. La

condensación de los hidrocarburos puede resultar de una elevación de temperatura o

de una caída de presión en el contactor. El separador de salida quita cualquier

acarreo de líquidos del gas dulce y previene la contaminación del equipamiento

aguas abajo. También sirve para detectar espumamiento excesivo en el contactor.

8.Sistema de regeneración.

El sistema de regeneración consiste de un tanque flash, intercambiador de calor

amina pobre/ amina rica, columna destiladora de despojamiento, filtros del rehervidor

y enfriador aéreo. También hay reflujo, elevadores de presión y bombas de

circulación. Y las aminas primarias requieren un recuperador. La solución de amina

absorbe HC como también los gases ácidos en la torre de contacto. Estos se

flashean cuando se reduce la presión.

El tanque de flasheo (o vaporización) provee el tiempo de residencia para esta

Ing. Nelson Hurtado


separación de gas de la solución de amina rica. La absorción de HC depende de la

composición de entrada y de la presión.

Para un gas ácido pobre, la regla es de 2 scf/gal. Se recomienda tiempos de

residencia de 10 a 15 minutos para una unidad de dos fases, y de 20 a 30 minutos

para recipientes trifásicos. Cuando se usa el gas de flasheo, que contiene H2S como

combustible, hay que tratarlo con la amina pobre. Una pequeña torre empacada

instalada encima del tanque de flasheo es suficiente para este propósito.

El intercambiador de calor amina rica/ amina pobre precalienta la solución de

amina rica y reduce los requerimientos de calor del rehervidor. También enfría la

amina pobre y reduce el servicio del enfriador aéreo. Se usa tanto los

intercambiadores de tubo y coraza como los de bastidor y placas. Generalmente la

solución rica va por el costado del tubo con una velocidad de entrada de 2 a 4 pies /

seg, para reducir la corrosión. El cambio de temperatura

para ambas corrientes está entre 70 a 100 ºF y la presión cae de 2 a 5 psi. Es

práctica común usar dos o más intercambiadores en serie para acomodar un cruce

de temperaturas; por ejemplo: la salida de la amina rica está más caliente que la

salida de la amina pobre. Al igual que el absorbedor, la columna de destilación o

despojamiento es de platos, o empacada. Puede usarse el mismo procedimiento

para diseñarla. Un diseño normal consiste en 20 platos enrejados en V, espaciados

24 pulgadas. Esto equivale entre 7 a 10 platos teóricos cuando la eficiencia de los

platos es de 40 a 50 %.Los platos se diseñan para tasas de líquidos e inundación por

chorros de 65 a 75 %, con un factor de espuma de 0.75

El condensador de reflujo y el enfriador de amina son enfriados por aire,

intercambiadores de calor de tiro forzado con persianas automáticas para control de

temperatura. Añadir un factor de seguridad del 10 % al servicio de calor. Hasta una

tasa de amina de 200 gpm, ambos servicios pueden estar combinados en una

estructura con un ventilador común. Se aconseja la recirculación del aire cuando se

espera que la temperatura ambiente esté por debajo de 10 º F. A menudo se

necesita un enfriador preparado para usar agua, para la corriente de amina pobre.

El acumulador de reflujo separa el reflujo o agua condensada de los gases ácidos

saturados en agua. El agua se devuelve al despojador y los gases ácidos se los

Ing. Nelson Hurtado


envía a la antorcha o a una unidad de recuperación de azufre. Generalmente se

incluye un almohadilla deshumificadora, y algún medio para medir la tasa de reflujo.

Establecer la relación de reflujo, es decir, moles de agua que vuelven al destilador a

moles de gases ácidos que dejan el condensador de reflujo. Esto varía desde 3 para

las aminas primarias y bajas relaciones CO2 / H2S a 1.2 para aminas terciarias y

altas relaciones CO2 / H2S.

Los rehervidores de amina más pequeños son calentadores de fuego directo que

usan gas natural. La superficie del tubo de fuego se basa en un flujo de calor de

6500 a 8500 Btu/ hr pie2, para mantener la temperatura de la pared del tubo por

debajo de 300 º F. Los rehervidotes más grandes usan haces de vapor o de aceite

caliente. Se produce menos corrosión con los diseños tipo tetera (kettle) que con los

de termosifón.

Se necesita un tanque de compensación que pueda mantener unos 10 a 15

minutos de flujo. Generalmente es una extensión del rehervidor de tubos de fuego

para pequeñas unidades, y un recipiente separado para sistemas más grandes.

Los requerimientos del rehervidor son: 1) calor para llevar la solución de amina ácida

a su punto de ebullición

2) calor para romper las ligaduras químicas entre la amina y los gases ácidos; 3)

calor para vaporizar el reflujo

4) carga de calor para el agua de preparación

5) las pérdidas de calor del rehervidor y de la destiladora. Se necesita un factor de

seguridad de 15 a 20 % para empezar. También es necesario medir la entrada de

calor (o el calor que hay que producir).

Los requerimientos de calor y áreas de transferencia del equipo de regeneración

pueden estimarse a partir de las tasas de circulación de la amina.

Recuperador

Las aminas primarias requieren una regeneración adicional, es decir, una destilación

semicontinua en un recuperador, Figura 5. Al comienzo el recuperador se llena hasta

los dos tercios con amina pobre y un tercio con una base fuerte tal como un

carbonato o hidróxido de sodio al 10 % en peso. El calor destila la amina y el agua

dejando los contaminantes en el recuperador. Una corriente deslizante de 1 a 3 % de

la tasa de flujo de la amina pobre se introduce continuamente. Se añade la base

Ing. Nelson Hurtado


necesaria para mantener el pH en 12. La temperatura del recuperador sube a medida

que se acumulan los contaminantes, y la operación se detiene a una temperatura

predeterminada 300 º F para la MEA – para limitar la degradación térmica de la

amina.

Filtros

Se necesita tanto los filtros mecánicos para partículas como los filtros de carbón

activado para hidrocarburos pesados y productos de degradación de la mina. Es

mejor instalar filtros en ambas líneas de amina, la rica y la pobre, pero es más

costoso. Un filtro mecánico en la línea de amina rica, justo después del tanque de

flasheo, previene el taponamiento en el intercambiador de calor de amina rica/ pobre

y en el destilador.

El filtro mecánico debe soportar el flujo total y sacar 95% de las partículas de 10

micrones o mayores. Para unidades grandes con altas tasas de circulación, una

corriente deslizante puede que sea más práctica.

El filtro de carbón está dimensionado para 10 a 25 % de la tasa de circulación. Usar

carbón de piedra, duro (charcoal), con una malla tamaño 5 a 7. Para gases muy ricos

es aconsejable un filtro de carbón en ambas líneas, rica y pobre.

Bombas

El elevador de presión (booster) de la amina y las bombas de reflujo son centrífugas,

y están preferiblemente en línea o colocadas horizontalmente. Se recomienda una

capacidad de relevo del 100 %

La selección de la bomba de circulación depende de la presión del contactor y de la

tasa de circulación de amina. Incluir una capacidad de relevo 50 a 100 %. Se prefiere

a las bombas reciprocantes, como norma, pero se usa bombas centrífugas para

bajas presiones. ej. 100 psig. Se usa bombas horizontales multietapas, centrífugas

para altas presiones (700 psi) o tasas de circulación elevadas (300 gpm)

Al dimensionar y fijar el caudal de las bombas, usar una presión de succión positiva

baja, de 3 a 10 psig. Los tamaños de los motores pueden ser estimados a partir de la

tasa de circulación de aminas.

Panel de Control

Ing. Nelson Hurtado


El panel de alarma y parada puede ser electrónico o neumático. En ambos casos, ya

sea por una mala función del proceso o por seguridad, se cierra la unidad, suena la

alarma y se indica la condición responsable del evento.

Como mínimo, lo siguiente debería disparar las paradas de planta:

9.Materiales de Construcción

Hay autores que han revisado los tipos de corrosión que se producen en las plantas

de tratamiento. Ellos son: corrosión general, galvánica, grietas, puntitos,

intergranular, lixiviación selectiva, erosión y rotura por tensiones de corrosión. Esto

último es importante porque las corrientes de gas que contienen sulfuro de hidrógeno

hacen que los metales se rompan por tensiones de sulfuros. Los aceros al carbón se

tornan susceptibles cuando la presión parcial del H2S excede 0.05 psia a las

presiones del sistema por arriba de 65 psia.

Además de la corrosión por H2S es bueno tener en cuenta otros factores, como ser:

1. Corrosión por CO2, especialmente cuando la temperatura de la amina rica excede

los 150 ºF. Se recomienda limitar las concentraciones de amina y usar inhibidorres

de corrosión.

2. Corrosión electrolítica, debido a la presencia de metales no parecidos en ambiente

acuoso.

3. Corrosión por oxidación debido al oxígeno libre en el agua de preparación y las

corrientes de gas de alimentación.

Las siguientes recomendaciones ayudarán a conseguir una vida adecuada y buena

resistencia a la corrosión cuando se selecciona materiales para este tipo de

procesos.

1. Aliviar de tensiones a todos los recipientes a presión, intercambiadores de calor, si

es que son de tubo y coraza, rehervidores, enfriadores, cabezales y tuberías en

servicio de amina rica o de gas agrio.

2. Incluír una tolerancia a la corrosión de 0.0625 pulgada para recipientes de presión

según el código ASME, y 0.05 pulgadas para tuberías. Los equipos de acero

inoxidable no requieren de tolerancia a la corrosión.

3. Para corazas, cabezales y partes externas: Usar acero al carbón con una

condición “como si estuviera soldado” de máxima dureza RC-22.

Ing. Nelson Hurtado


4. Para las partes internas tales como deflectores, pestañas y abrazaderas: Usar

acero al carbón compatible con los materiales de corazas y cabezales.

5. Partes internas tales como extractor de nieblas, calotas de burbujeo, válvulas,

pernos y partes sujetas a altas velocidades, usar acero inoxidable del tipo de bajo

carbón, serie 300 o 400, cuando va a ser unido por soldadura o alguna otra unión no

removible.

6. Los tubos y las hojas de los tubos: Usar aceros al carbono por debajo de 150 º F.

Considerar aceros inoxidables, serie 300, por encima de 150 º F.

7. Usar aceros al carbono para los tubos de fuego en rehervidores de fuego directo.

8. Bombas de alta presión – por encima de 200 psig- usar acero al carbono o hierro

dúctil en la carcasa o en los extremos donde pasa el fluído, con aceros inoxidables,

series 300 y 400 para las parte internas.

9. Bombas de baja presión – por debajo de 200 psig- usar hierro dúctil en la carcasa

o en los extremos donde pasa el fluído, con aceros inoxidables, series 300 y 400

para las parte internas.

10. El hierro dúctil en los impulsores de las bombas centrífugas da resultados

satisfactorios Considerar impulsores de acero inoxidable serie 300 para temperaturas

de bombeo porencima de 150 º F, o para aminas ricas.

11. Válvulas y tuberías: Usar acero al carbono. Evitar válvulas de hierro fundido o

dúctil por la falta de resistencia al impacto y fortaleza a las tensiones. Usar acero

inoxidable para la línea de alimentación al destilador, la línea superior del destilador,

los tubos del condensador de reflujo y los platos superiores del destilador.

12. Dimensionar todas las tuberías de amina para bajas velocidades, ej. 2 a 5

pies/seg. Evitar usar bridas desmontables y otras técnicas de fabricación que

proveen cavidades que pueden alojar la solución corrosiva de amina. Usar sellos

soldados para llenar todas las aberturas y boquillas, ej. los anillos de soporte de los

platos.

13. Se recomienda celdas de presión diferencial para monitorear el flujo de amina.

Winterización: Aclimatación

Las unidades de amina deben ser aclimatadas para climas fríos. Esto incluye:

1. Aislación extra para el equipo ya aislado, y aislación del equipo que normalmente

no se aísla, ej: la torre del contactor.

Ing. Nelson Hurtado


2. Persianas de recirculación de aire en los intercambiadores de calor enfriados por

aire.

3. Rastrear el calor en la tubería de amina y puntos estancados, por ejemplo en los

medidores de nivel, cajas de flotadores externas, conmutadores y controladores. El

calor puede ser generado por electricidad, vapor, aceite caliente o glicol caliente.

4. El diseño de la fundación debe tener tolerancias para protección por heladas, para

prevenir el movimiento.

5. Algunos fabricantes prefieren erigir una construcción alrededor del equipo. De ese

modo, solamente el equipo no cubierto (las torres) necesitan protección especial.

Operación

Como las plantas de aminas son mucho más difíciles de operar que las plantas de

bacheo, o tandas, es importante seguir todos los pasos de ensamblado, arranque y

puesta en marcha y procedimientos de operación. Debe seguirse estrictamente el

proceso de verificación de la planta antes de comenzar a operar. Esto incluye

instalación, funcionamiento, y acopio de materiales de repuestos de diversa índole

como también la calibración de los instrumentos de presión, flujo, temperatura y

nivel. Probar la alarma y los artefactos de seguridad.

Verificar el ensamblaje de la planta. Usar los diagramas de flujo de Procesos e

Instrumentos para estar seguros de que todos los recipientes, válvulas, instrumentos,

etc, están rotulados: tubos de interconexión, tuberías, y cablerío están limpios y

correctamente instalados, y que todas los cables conductores que van al panel de

control están funcionando. Probar a presión los recipientes, tuberías, etc., usando

agua o gas limpio. Reparar las fugas.

Limpieza de la unidad de amina:

La limpieza remueve los aceites protectores, grasa de válvulas, incrustaciones del

maquinado, herrumbres y otros contaminantes que pueden ensuciar la solución de

amina. El procedimiento de lavado es muy similar al arranque y operación real. Las

unidades nuevas requieren un lavado con cenizas de soda o soda cáustica y un

enjuague con agua deionizada. Las unidades usadas también necesitan un lavado

ácido para quitar la herrumbre y las incrustaciones de sulfuros

Desempeño

Ing. Nelson Hurtado


Las claves para una operación exitosa son: sentido común, conocimiento de la

operación de la planta y llevar un buen registro. Esto último incluye:

1. Condiciones del gas de entrada, es decir: temperatura, presión y tasa de flujo, por

lo menos una vez al día.

2. Contenido de gases ácidos de la alimentación y de la salida, diariamente durante

las dos primeras semanas, y luego al menos semanalmente. Un análisis semanal de

la amina.

3. Presiones y temperaturas diarias del contactor de amina, destilador de amina,

acumulador de reflujo y rehervidor de amina.

4. Caída de presión diaria en los filtros

Análisis de la amina:

El color de la solución regenerada puede proveer bastante información:

1. Pajizo o marrón claro: buena condición y bien regenerada

2. Verde: partículas de FeS muy finas (menos que 1 micrón). Las partículas más

grandes de FeS son negras, y decantan.

3. Azul o verde: cobre o níquel. Los óxidos de cobre reaccionan con la MEA para

formar un complejo azul real.

4. Ambar, rojo oscuro: compuestos de hierro formando complejos con la amina.

5. Rojo o marrón: ya sea productos de oxidación o degradación térmica. Las aminas

primarias pueden oler como amoníaco.

Puede usarse los siguientes análisis para determinar la condición de la amina. Para

procedimientos e interpretación, consultar el libro Dow Gas Conditioning Fact Book .

1. Titulación de la alcalinidad: concentración de aminas

2. Cromatografía de gas: amina libre, productos de degradación, gas ácido.

3. Nitrógeno total y primario

4. Cargas de gas ácido: H2S, CO2

5. Karl Fischer: contenido de agua

6. Análisis elemental: Fe, Cl, Al, Cu, Na, etc

7. Espuma: extensión y estabilidad.

Pérdidas de aminas:

Hay dos tipos de pérdidas diarias: aquellas que son parte integral del proceso y

aquellas debidas a fugas, derrames y mal manejo. Infortunadamente estas últimas

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son a menudo las pérdidas principales. También hay trastornos (ej. espumamiento

en el absorbedor) y contaminación (ej: el separador de entrada arroja el agua

producida en el absorbedor). Estas pérdidas pueden ser considerables,

especialmente cuando hay que reemplazar la solución de amina. Las pérdidas

principales en el proceso pueden ser:

1. Gas dulce del absorbedor: la MEA es lo suficientemente volátil como para producir

pérdidas de 0,45 lb /MMscf de gas procesado. Las otras aminas, DEA, DGA, DIPA y

MDEA son mucho menos volátiles, por lo que las pérdidas pueden ser 0.02 a 0.03

lb/MMscf.-

2. Acarreo desde el absorbedor: Esto hace un promedio de 0.5 a 3.0 lb/MMscf . Esta

pérdida puede reducirse operando el absorbedor a menos de 70% de la velocidad de

inundación e instalando un extractor de niebla (demister) en el tope de la torre. Dos

platos de lavado por agua por encima de los platos de amina son muy efectivos.

Consumo de amina:

Para un sistema bien diseñado con pocos desarreglos de promedio, está bien con 2

lb/MMscf para las soluciones de DEA, DIPA y MDEA. Las pérdidas para la MDEA

son de cerca de 3 lb/MMscf debido a su volatilidad y a la recuperación. Las pérdidas

para la DGA son intermedias.

Agua de preparación: Esta reemplaza las pérdidas operativas del absorbedor- el

gas dulce está más caliente y por lo tanto más húmedo que el gas agrio- y el gas

extraído desde el condensador de reflujo. Para pequeñas unidades es suficiente con

adiciones periódicas. Se recomienda una adición continua para unidades más

grandes, especialmente cuando la tasa de gas ácido es alta. Esta preparación puede

estar combinada con el reflujo al despojador o alimentada a los platos de lavado en

el tope del absorbedor.

El agua de preparación puede contener contaminantes que se acumulan en la

unidad, y causar espumamiento, corrosión, taponamiento y ensuciamiento. El agua

de preparación debe reunir las siguientes especificaciones: 20 ppm cloruros, 100

ppm TDS, 50 ppm de dureza total, 10 ppm sodio/potasio, y 10 ppm de hierro

Ing. Nelson Hurtado


CRONOGRAMA DE ACTIVIDADES

MESES FECHA DIA HORARIO AULA AVANCE TEMAS

ABRIL 03-04-2013 MIERCOLES

12:45-14:35 412Presentación de docente he introducción a la materia

ABRIL 05-04-2013 VIERNES 12:45-14:35 412 Exposición tema 1.-Introducción a gas natural


12:45-14:35 412Realización de ejercicios en clases tema 1.-Introducción a

gas natural

ABRIL 12-04-2013 VIERNES 12:45-14:35 412 procesual tema 1.-Introducción a gas natural


12:45-14:35 412 ExposiciónTema 2.- Acondicionamiento de Gas

ABRIL 19-04-2013 VIERNES 12:45-14:35 412 Realización de ejercicios en clases

Tema 2.- Acondicionamiento de Gas


12:45-14:35 412 procesualTema 2.- Acondicionamiento de Gas

ABRIL 26-04-2013

VIERNES 12:45-14:35 412 Exposición Tema 3.- Procesos de Gas

MAYO 01-05-2013

MIERCOLES

12:45-14:35 412 Realización de ejercicios en clases

Tema 3.- Procesos de Gas

MAYO 03-05-2013

VIERNES 12:45-14:35 412 procesual Tema 3.- Procesos de Gas

MAYO 08-05- MIERCOLE 12:45-14:35 412 ExposiciónTema 4,- Diseño de Equipos

Ing. Nelson Hurtado


2013 S

MAYO 10-05-2013

VIERNES 12:45-14:35 412 Realización de ejercicios en clases

Tema 4,- Diseño de Equipos

MAYO 15-05-2013

MIERCOLES

12:45-14:35 412 procesualTema 4,- Diseño de Equipos

MAYO 17-05-2013

VIERNES 12:45-14:35 412 ExposiciónTema 5.- Distribución del Gas Natural a través de redes

MAYO 22-05-2013

MIERCOLES


Tema 5.- Distribución del Gas Natural a través de redes

MAYO 24-05-2013

VIERNES 12:45-14:35 412 procesualTema 5.- Distribución del Gas Natural a través de redes

MAYO 29-05-2013

MIERCOLES

12:45-14:35 412 ExposiciónTema 6.- Plantas de LNG

MAYO 31-05-2013


Tema 6.- Plantas de LNG

JUNIO 05-06-2013

MIERCOLES

12:45-14:35 412 procesualTema 6.- Plantas de LNG

JUNIO 07-06-2013

VIERNES 12:45-14:35 412 ExposiciónTema 7.-

JUNIO 12-06-2013

MIERCOLES


Tema 7.-

JUNIO 14-05-2013

VIERNES 12:45-14:35 412 ProcesualTema 7.-

Ing. Nelson Hurtado


JUNIO 19-06-2013

VIERNES

12:45-14:35 412 Exposición Tema 8.-

JUNIO 21-06-2013

MIERCOLES


Tema 8.-

JUNIO 26-06-2013

VIERNES 12:45-14:35 412 procesual Tema 8.-

JUNIO 28-06-2013

MIERCOLES

12:45-14:35 412 Exposición Tema 9.-

JULIO 03-07-2013


Tema 9.-

JULIO 05-07-2013

MIERCOLES

12:45-14:35 412 procesual Tema 9.-

JULIO 10-07-2013

VIERNES 12:45-14:35 412 Exposición Tema 10.-

JULIO 12-07-2013

MIERCOLES


Tema 10.-

JULIO 17-07-2013

VIERNES 12:45-14:35 412 procesual Tema 10.-

1.1.BIBLIOGRAFIA BASICA.

CRAFT, B.C. HAWKINS. Ingeniería Aplicada de Yacimientos Petrolíferos. Editorial Continental, Mexico, 1965.

MCCRAY; COLE. Tecnología de la perforación de pozos petroleros. Editorial Continental, Bolivia,1963.

GPSA 12 EDICION

HANDBOOK CAMPBELL VOL 1,2,3,4

Ing. Nelson Hurtado


BIBLIOGRAFIA COMPLEMENTARIA.

UREN, LESTER CHARLES. Ingeniería de Producción de Petróleo, explotación de los campos petroleros. Editorial Continental, Mexico, 1965.

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