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Director
Msc. NICOLS SANTOS SANTOS
Codirector
Ing. OSCAR ARENAS MANTILLA
DEDICATORIA
TABLA DE CONTENIDO
Pg.
INTRODUCCIN
1.1.
1.2.
ECUACIONES DE ESTADO
10
1.2.1.
11
1.2.2.
Ecuacin de Estado de PR
13
1.2.3.
13
17
2.1.
18
2.2.
20
2.
3.
3.1.
22
24
3.1.1.
24
3.1.2.
24
3.1.3.
25
3.2.
4.
27
29
4.1.
29
4.2.
37
5.
43
5.1.
RESEA HISTRICA
44
5.2.
47
5.3.
DEFINICIN DE PARMETROS
49
5.4.
PATRONES DE FLUJO
51
5.4.1.
51
5.4.2.
53
5.4.3.
54
5.5.
55
5.6.
57
5.6.1.
57
5.6.2.
Correlacin de Chisholm
57
5.6.3.
Correlacin de Baker
57
5.6.4.
Correlacin de Dukler
58
5.6.5.
Correlacin de Chawla
58
5.6.6.
Correlacin de Hoogendoorn
58
5.6.7.
Correlacin de Bertuzzi
58
5.6.8.
59
5.6.9.
Correlacin de Baroczy
59
59
61
61
61
61
62
64
5.6.16.1.
64
5.6.16.2.
68
5.6.16.3.
69
5.6.16.4.
73
5.6.16.5.
77
5.6.16.6.
81
6.
83
6.1.
83
6.2.
Correlacin de Hoogendoorn
83
6.3.
84
6.4.
Correlacin de Hughmark
84
6.5.
84
6.6.
Correlacin de Chawla
84
6.7.
85
6.8.
Correlacin de Dukler
87
6.9.
Correlacin de Scott
87
87
ii
87
87
88
6.13.1.
88
6.13.2.
89
7.
92
7.1.
RESULTADOS DE LA SIMULACIN
94
7.2.
105
CONCLUSIONES
109
RECOMENDACIONES
111
BIBLIOGRAFA
112
8.
iii
LISTA DE FIGURAS
Pg.
Figura 1. Diagrama Tpico de una Vlvula de Estrangulamiento
18
30
30
31
32
32
34
35
36
37
38
39
Figura 16. Curva de Inversin para los Principales Campos de Gas del Pas
40
41
41
42
48
52
53
55
56
69
73
74
78
iv
82
92
95
Figura 32. Holdup Acumulado, Modelos que Arrojaron Valores Bajos, Caso 1
96
Figura 33. Holdup Acumulado, Modelos que Arrojaron Valores Altos, Caso 1
97
98
100
101
Figura 37. Holdup Acumulado, Modelos que Arrojaron Valores Bajos, Caso 2
102
Figura 38. Holdup Acumulado, Modelos que Arrojaron Valores Altos, Caso 2
103
104
Figura 40. Comparacin de los Valores de Presin Final para los Dos Casos
107
LISTA DE TABLAS
Pg.
Tabla 1. Valores de las constantes fsicas para algunos compuestos
12
15
16
23
38
63
91
93
vi
RESUMEN
TTULO*:
EVALUACIN DEL EFECTO JOULE-THOMSON Y EL HOLDUP DE LQUIDO EN
SISTEMAS DE TRANSPORTE DE GAS NATURAL.
Cuchimaque Lugo Julin Eduardo, Santos Santos Nicols** y Arenas Mantilla Oscar**.
Palabras Clave, Efecto Joule-Thomson, expansin isoentlpica, ecuaciones de
estado, curvas de inversin, holdup de lquido, flujo multifsico, transporte de gas
natural.
vii
SUMMARY
TITLE *:
The concept of the Joule - Thomson effect and the inversion curves applied to the
hydrocarbon industry is of great importance for the processes of gas expansion,
considering the fluid and operation conditions.
Another frequent problem in the natural gas industry is the presence of liquids in pipes,
which produce additional pressure losses. Therefore, the prediction of the flow pattern,
liquid holdup and pressure losses for the flow of two phases in hydrocarbon transport
systems is of vital importance for the design and operation of the distribution systems.
The study gives a contribution to previous investigations made in both subjects. For it,
mathematical models for the construction of inversion curves and the isenthalpic
expansion process models are raised for the equations of state of Peng Robinson (PR)
and Soave Redlich Kwong (SRK), a program description for the elaboration of
inversion curves and the expansion process simulation are made, in addition the
results thrown for several natural gas compositions and different operation conditions
are show.
For the presence of liquids, a theoretical recompilation of the main investigations is
made, where the correlations for the calculation of liquid holdup and pressure losses
for multiphase flow are included. With this, a simulation process is made to evaluate
the liquid holdup in a Colombian natural gas transport system.
_________________________________
*
Degree Project
viii
School,
INTRODUCCIN
Cuando a un gas natural se le hace pasar a travs de una vlvula adiabtica para
realizar un proceso de expansin, algunas veces la temperatura disminuye durante el
proceso, el cual es el comportamiento que se presenta en la mayora de situaciones
bajo condiciones normales de operacin en sistemas de transporte de gas natural, sin
embargo, en algunos casos se ha observado que la temperatura del gas puede
aumentar durante la expansin, incluso an hay situaciones en las cuales la
temperatura no cambia.
De que se presente un enfriamiento o un calentamiento depende principalmente de
tres factores: la composicin del gas natural, las condiciones iniciales de presin y
temperatura a la entrada de la vlvula (Pi, Ti) y el valor de la cada de presin.
Las primeras investigaciones realizadas sobre el tema fueron realizadas por James
Joule y William Thomson en el ao de 1850. En honor a ellos la expansin adiabtica
de un gas es llamada Expansin Joule - Thomson y el cambio de temperatura
durante el proceso de expansin es llamado Efecto Joule Thomson.
Para observar el comportamiento de un gas durante un proceso de expansin se
elabora un diagrama de temperatura contra presin (Figura 2). En el diagrama se
pueden observar dos regiones tpicas, en la primera regin cualquier cada de presin
producir un enfriamiento y en la segunda durante la expansin se presentar un
calentamiento del gas. La regin donde el enfriamiento tiene lugar es separada de la
regin donde se presenta calentamiento por la curva de inversin. El calentamiento
de un fluido durante la expansin es llamado Efecto de inversin Joule Thomson.
El efecto de inversin Joule Thomson no es un fenmeno desconocido, en
refrigeracin y procesos de licuefaccin, en los cuales la expansin de Joule
Thomson es usada frecuentemente, es bien conocido que la temperatura del fluido
puede incrementarse. Por ejemplo, la expansin del hidrgeno a temperatura
ambiente resulta en un incremento de temperatura.
1.1.
U 2 U1 = Q + W
(1.1)
Donde Q=0. El nico trabajo que se presenta es el realizado por el gas, el cual se
expresa de la siguiente manera:
W = P1V1 P2V2
(1.2)
(U 2 + P2V2 ) = (U 1 + P1V1 )
(1.3)
Por definicin de entalpa, H = U + PV, tenemos que H2 = H1, lo cual demuestra que
es un proceso isoentlpico. Se desea conocer cual es la T2, para las condiciones de
T1, P1 y P2, en otras palabras queremos conocer la relacin termodinmica:
P h
(1.4)
inversin, como veremos ms adelante; luego se calcula el valor de la entalpa del gas
con las propiedades del gas y los valores de P1, T1 y V1, este valor de entalpa va a
permanecer constante durante todo el proceso. Disminuyendo presin y modificando
los valores de temperatura que hagan que no vare la entalpa por un mtodo de
prueba y error construimos una lnea isoentlpica a partir del punto inicial hasta el
punto de presin final, en este punto podemos conocer el valor de la temperatura final.
Por ejemplo, si tenemos que la curva de inversin de un gas es la que se muestra en
la Figura 2, y dados los valores iniciales de P y T (Punto E) y el valor de presin final,
construimos la lnea isoentlpica. Si nuestra presin final es PD, se presentar slo
calentamiento del gas; en el caso que sea PB PA, primero se presentar un
B
T
=0
P h
(1.5)
dT =
T
T
T
dh +
dP =
dh + .dP
h P
P h
h P
(1.6)
dh = Tds + vdP
(1.7)
ds =
s
s
dT +
dP
T P
P T
(1.8)
Pero:
s
T
=
P
CP
T
(1.9)
s
v
=
P T
T
(1.10)
P
Reemplazando las ecuaciones (1.8), (1.9) y (1.10) en la ecuacin para dh, (1.7),
tenemos:
v
dh = C P dT + v T
dP
T P
(1.11)
dT =
1
CP
v
T
T
1 v
T
=
T
P h C P T
v dP
P
v
P
(1.12)
v
T
1
CP
v
T
T
v = 0
v = 0
P
(1.13)
P
P
+v
=0
T v
v T
(1.14)
1.2.
ECUACIONES DE ESTADO
Una ecuacin de estado es una relacin matemtica entre presin (P), temperatura (T)
y volumen (V), para una sustancia pura. Para una mezcla de varios componentes,
adems de las anteriores propiedades es necesario conocer la composicin de la
mezcla y la regla de mezclas a utilizar.
Desde que Van Der Waals (1873) propuso su conocida ecuacin cbica de estado
hace ms de un siglo, numerosas ecuaciones de estado han sido propuestas para
correlacionar las propiedades termodinmicas para componentes puros y para
mezclas en las fases lquido y vapor.
La modificacin de Soave 3 (1972) a la ecuacin de Redlich-Kwong (1949) fue uno de
los ms importantes adelantos en la correlacin de comportamiento de fases en
sistemas multicomponentes que contienen componentes polares y ligeramente
polares. La modificacin de Soave fue posteriormente usada en el trabajo realizado
por Peng y Robinson
10
y de Peng-Robinson
son usadas.
Entre los principales usos dados en la industria petrolera a las ecuaciones de estado
podemos encontrar las siguientes:
1.2.1.
P=
a
RT
c
v b v (v + b )
(1.15)
Donde:
R 2Tc2
a c = 0 .42748
Pc
b =0 .08664
RT c
Pc
= {1 + m (1 Tr0.5 )}
(1.16)
11
Compuesto
Frmula
Metano
Peso
Pc
Tc
Vc
^3
Factor
Molecular
Psia
Ft /lb.
Acntrico, w
CH4
16.042
667
-116.66
0.0985
0.0115
Etano
C2H6
30.069
706.6
89.92
0.775
0.0994
Propano
C3H8
44.096
615.5
205.92
0.0728
0.1529
i-Butano
C4H10
58.122
527.9
274.41
0.0171
0.1865
n-Butano
C4H10
58.122
550.9
305.55
0.0703
0.2003
i-Pentano
C5H12
72.149
490.4
369
0.0685
0.2284
n-Pentano
C5H12
72.149
488.8
385.8
0.0676
0.2515
n-Hexano
C6H14
86.175
436.9
453.8
0.0688
0.2993
n-Heptano
C6H14
100.202
396.8
512.9
0.0682
0.3312
CO2
44.010
1070.0
87.76
0.0343
0.2239
N2
28.0135
492.5
-232.53
0.0511
0.0372
Dixido de
Carbono
Nitrgeno
Para los componentes hidrocarburos livianos como es el caso de los gases naturales,
estas propiedades son obtenidas de tablas, como se puede ver en la Tabla 1. Para el
caso de hidrocarburos con fracciones pesadas estos parmetros pueden ser
obtenidos de otras propiedades fsicas medidas, por ejemplo, punto de ebullicin,
peso molecular y la densidad o gravedad especfica usando correlaciones empricas.
12
1.2.2.
P=
ac
a c
RT
RT
=
2
v b v(v + b ) + b(v b ) v b v + 2vb b 2
(1.17)
Donde:
ac = 0.457235
b =0.077796
R 2Tc2
Pc
RTc
Pc
(1.18)
= {1 + m(1 Tr0.5 )}
1.2.3.
ac = xi x j (ai a j ) 0.5 (1 k ij )
(1.19)
i =1 j =1
13
b = xi bi
(1.21)
i =1
Tci2
T 0.5 2 Tcj
T 0.5 2
0 .5
N N
N N
TciTcj
TciTcj
xi x j
(
)(
)
(
)
(
)
1
1
1
1
k
+
+
m
m
k
T
x
x
m
m
i
j
ij
i j i
j
ij
0.5
P
P
(
Pci Pcj )
i =1 j =1
2 i =1 j =1
ci
cj
= a R
N N
0.5
0 .5
0 .5
0.5
T xi x j TciTcj (1 + mi )m j + TcjTci (1 + m j )mi (Pci Pcj ) (1 k ij )
i =1 j =1
Donde a es una constante para cada ecuacin de estado. Para el caso de SRK tiene
un valor de 0.42748 y para PR es igual a 0.457235.
Para simplificacin reasignamos las siguientes variables:
N
Sum1 = xi x j
i =1 j =1
TciTcj
(P P )
0.5
ci cj
14
(1.22)
0.5
(1 k )
ij
i =1 j =1
TciTcj
Sum3 = T xi x j mi m j
P P
i =1 j =1
ci cj
N
0.5
(1 k )
(1.23)
(1.24)
ij
C2
C3
i-C4
n-C4
i-C5
n-C5
n-C6
n-C7
CO2
N2
C1
0.0029
0.0074
0.0137
0.0129
0.0181
0.0184
0.0239
0.0293
0.0312
0.0956
C2
0.0029
0.0018
0.0051
0.0046
0.0079
0.0081
0.0118
0.0157
0.0319
0.1401
C3
0.0074
0.0018
0.0015
0.0013
0.0030
0.0031
0.0055
0.0082
0.0886
0.1368
i-C4
0.0137
0.0051
0.0015
0.0004
0.0007
0.0008
0.0019
0.0035
0.1315
0.1368
n-C4
0.0129
0.0046
0.0013
0.0004
0.0009
0.0009
0.0022
0.0040
0.0597
0.1412
i-C5
0.0181
0.0079
0.0030
0.0007
0.0009
0.0004
0.0008
0.0018
0.093
0.1297
n-C5
0.0184
0.0081
0.0031
0.0008
0.0009
0.0004
0.0007
0.0017
0.986
0.1347
n-C6
0.0239
0.0118
0.0055
0.0019
0.0022
0.0008
0.0007
0.0006
0.165
0.1420
n-C7
0.0293
0.0157
0.0082
0.0035
0.0040
0.0018
0.0017
0.0006
0.0799
0.1092
CO2
0.0312
0.0319
0.0886
0.1315
0.05970
0.093
0.986
0.165
0.0799
-0.017
N2
0.0956
0.1401
0.1368
0.1368
0.1412
0.1297
0.1347
0.1420
0.1092
-0.017
Reemplazando:
15
(1.25)
Observamos que la expresin (ac) es funcin de la temperatura (T), para los clculos
posteriores necesitaremos su derivada con respecto a T:
(a c )
= a R 2 {Sum3 0.5 * Sum 2 * T 0.5 }
T
(1.26)
Estas son las expresiones necesarias para el clculo de las curvas de inversin,
donde tambin es necesario el uso de las constantes de los componentes puros, las
cuales fueron mostradas anteriormente.
TABLA 3. Coeficientes de Interaccin Binaria HC-HC 0, para Peng-Robinson.
C1
C2
C3
i-C4
n-C4
i-C5
n-C5
n-C6
n-C7
CO2
N2
C1
C2
C3
i-C4
n-C4
i-C5
n-C5
n-C6
n-C7
CO2
N2
0.0029
0.0074
0.0137
0.0129
0.0181
0.0184
0.0239
0.0293
0.036
0.10
0.0029
0.0018
0.0051
0.0046
0.0079
0.0081
0.0118
0.0157
0.05
0.129
0.0074
0.0018
0.0015
0.0013
0.0030
0.0031
0.0055
0.0082
0.08
0.135
0.0137
0.0051
0.0015
0.0004
0.0007
0.0008
0.0019
0.0035
0.095
0.129
0.0129
0.0046
0.0013
0.0004
0.0009
0.0009
0.0022
0.0040
0.09
0.129
0.0181
0.0079
0.0030
0.0007
0.0009
0.0004
0.0008
0.0018
0.095
0.125
0.0184
0.0081
0.0031
0.0008
0.0009
0.0004
0.0007
0.0017
0.01
0.125
0.0239
0.0118
0.0055
0.0019
0.0022
0.0008
0.0007
0.0006
0.149
0.125
0.0293
0.0157
0.0082
0.0035
0.0040
0.0018
0.0017
0.0006
0.143
0.119
0.0360
0.05
0.08
0.095
0.09
0.095
0.01
0.149
0.1439
-0.02
0.10
0.1298
0.135
0.1298
0.1298
0.125
0.125
0.125
0.1199
-0.02
16
2.
Varios estudios han sido publicados hasta el momento que tratan de la prediccin de
la curva de inversin de Joule-Thomson. Corner6 en el ao de 1939 fue uno de los
primeros en calcular la curva de inversin usando ecuaciones de estado. Despus de
muchos aos, los clculos fueron continuados en 1970 por Miller7, Juris y Wenzel8,
Dilay y Heidemann9, Genea y Feroiu10 y Najjar11. En 1966 Gunn, Chueh y Prausnitz12
obtuvieron una correlacin general para ajustar la curva a datos experimentales.
Debido a que slo componentes con factores acntricos cercanos a cero fueron
usados, la correlacin est limitada a fluidos simples.
Heyes y Llaguno13 propusieron un nuevo procedimiento dinmico molecular para
determinar la curva de inversin para algunos fluidos. Para el estudio de gases
naturales y modelamiento de procesos de expansin se destaca el realizado por W.G.
Kortekaas14, se realizaron pruebas para seis muestras de gas condensado (GC1GC6), un aceite voltil y un aceite negro del Mar del Norte.
Ellos obtuvieron una representacin de la curva de inversin para una muestra de gas
condensado, utilizando la ecuacin de estado de SRK, tal como se muestra en la
Figura 4. El gas tiene una composicin de 70.85 % de metano, 8.53 % de etano, 4.95
% de propano, 1.26 % de n-Butano, 0.75% de i-Butano, 3.31% de C5+, 8.64 % de CO2
y 0.71 % de N2.
De la Figura 4 observamos que se va a producir calentamiento slo para presiones
elevadas, otra observacin importante es que a medida que aumenta la temperatura
inicial (lneas de 200, 300, 400 y 500 K) se incrementa el valor de temperatura y
presin de inversin para un valor de entalpa constante. Otra conclusin del estudio
es que entre mayor densidad posea el gas, mayor va a ser el cambio de temperatura
observado para los mismos valores de cada de presin.
La curva de inversin puede ser calculada de cualquier ecuacin de estado que
satisfaga la condicin dada por la ecuacin (1.13) (1.14), para las cuales el
coeficiente de Joule-Thomson es igual a cero.
17
GC1 SRK
1100
1000
900
800
T (K)
700
CURVA DE INVERSIN
600
500 K
500
400 K
300 K
400
200 K
300
200
100
0
0
10
20
30
40
50
P (MPa)
60
70
80
90
2.1
(v / T )P :
0=
(v b )R RT (v T )P v(v + b )(ac
(v b )2
18
(v b )(ac T )
v(v + b )
(v T )P =
RT (ac )(2v + b )(v b )
2
v b
v 2 (v + b )
R
(2.1)
(v b )( a c T )
R
v (v + b )
0=
T v
RT (a c )(2 v + b )(2v b )
v b
v 2 (v + b )
bRTv (v + b ) = (2v + b )(v b ) (ac ) (v b ) (v + b )(ac T )T
2
de ac y
(ac
(2.2)
0 .5
}T
)}
(2v + b)(v b)2 a R 2 Sum1 (2v + b)(v b)2 a R 2T 0.5 Sum2 + (2v + b)(v b)2 a R 2TSum3
2
2
2
(v b) (v + b) a R 2TSum3 + 0.5 * (v b ) (v + b) a R 2T 0.5 Sum2 bRTv(v + b) = 0
Reagrupando y ordenando obtenemos la expresin final para el clculo de la curva de
inversin a partir de la ecuacin de estado de SRK:
{v (v b ) RSum 3 bv (v + b ) }* T
{0 . 5 * (3 v + b )(v b ) RSum 2 }* T
+ {(2 v + b )(v b ) RSum 1}= 0
2
19
0 .5
(2.3)
2.2
0=
(v b )2
(v 2 + 2bv b 2 )2
(v T )P =
R
RT
v b
(v b )(ac
T )
v + 2bv b 2
2(ac )(v + b )(v b )
2
(v
+ 2bv b 2
(2.4)
(v b )( a c T )
R
v 2 + 2 bv b 2
0=
T v
(
)(
)(
)
2
a
v
+
b
v
RT
c
2
v b
v 2 + 2 bv b 2
) + (v b) (v
2
20
+ 2bv b 2 (ac T )T
(2.5)
(ac
{(v
+ b 2 (v b ) a RSum 3 b v 2 + 2 bv b 2
2
{ (
)
+ {2 RSum 1 * v (v + b )(v b ) } = 0
) }* T
0 . 5 * 3 v 2 + 2 bv + b 2 (v b ) a RSum 2 * T
2
0 .5
(2.6)
21
H = H ig + H dep
(3.1)
i =1
T0
H ig = H 0ig + xi Cp ig dT
(3.2)
Donde:
T0 es la temperatura de referencia, la cual puede ser elegida arbitrariamente.
H0ig es la entalpa de gas ideal a T0.
Cpig es la capacidad calorfica ideal del gas, la cual puede ser aproximada por un
polinomio de tercer grado como una funcin de temperatura:
C p = C p1 + C p 2 * T + C p 3 * T 2 + C p 4 * T 3
ig
(3.3)
Los valores de las constantes de capacidad calorfica de los gases ideales (Cp1 Cp4),
para los componentes livianos son tabulados en la Tabla 4, estos valores fueron
obtenidos de Reid 5, para las fracciones pesadas son calculados siguiendo ciertos
procedimientos, como por ejemplo el sugerido por Kesler y Lee. Pero como el
presente estudio trabaja slo con componentes livianos, por lo tanto estos mtodos no
son necesarios para los clculos.
22
Debe notarse que la capacidad calorfica para los componentes livianos, para
cualquier valor de temperatura no est dada por el primer coeficiente, por lo tanto el
polinomio no debe ser truncado.
Tabla 4. Constantes de la Capacidad Calorfica.
COMPONENTE
Cp1
Cp2
Cp3
Cp4
Metano
19.25
0.0521
0.0000120
-1.13 E-08
Etano
5.409
0.178
-0.0000694
8.71 E-09
Propano
-4.224
0.306
-0.000159
3.22 E-08
i-Butano
-1.39
0.385
-0.000185
2.90 E-08
n-Butano
9.487
0.331
-0.000111
-2.82 E-09
i-Pentano
-9.525
0.507
-0.000273
5.72 E-08
n-Pentano
-3.626
0.487
-0.000258
5.31 E-08
n-Hexano
-4.413
0.528
-0.000312
6.49 E-08
n-Heptano
-5.146
0.676
-0.000365
7.66 E-08
Dixido de Carbono
19.8
0.0734
-0.000056
1.72 E-08
Nitrgeno
31.2
-0.0136
0.0000268
-1.17 E-08
ig
i =1
T0
= H + xi C p1 + C p 2 * T + C p 3 * T 2 + C p 4 * T 3 i dT
ig
0
T 2 T02
T 3 T03
T 4 T04
+ C p3
+ C p4
H ig = H 0ig + xi C p1 (T T0 ) + C p 2
2
3
4
i =1
(3.4)
Para calcular Hdep= H - Hig, se utiliza la siguiente relacin termodinmica 5:
v
H H ig
1 P
= z 1 +
P dv
T
RT
RT T v
23
(3.5)
La ecuacin anterior puede ser resuelta utilizando cualquier ecuacin de estado, para
lo cual se de ser calculado el factor de compresibilidad (z), mediante la ecuacin de
estado correspondiente.
3.1.
z 3 z 2 + A B B 2 * z AB = 0
(3.6)
Donde:
A=
aP
, a = a c
(RT )2
(3.7)
B=
bP
RT
(3.8)
Los valores de (ac ) y (b) son los mismos que se utilizan para la regla de mezclas
para las ecuaciones de estado.
3.1.2.
z 3 (1 B )z 2 + A 2 B 3B 2 * z AB B 2 B 3 = 0
24
(3.9)
Donde:
3.1.3.
A=
aP
, a = a c
(RT )2
(3.10)
B=
bP
RT
(3.11)
Tanto para las ecuaciones del factor de compresibilidad de SRK como para la de PR,
se necesita resolver la ecuacin correspondiente de tercer grado. Para el
procedimiento de solucin partiremos de la siguiente expresin:
ax 3 + bx 2 + cx + d = 0
(3.12)
Las ecuaciones cbicas tienen que ser solucionadas en varios pasos: primero vamos
a definir las variables llamadas f, g y h:
f =
g=
(3c a ) (b 2
a2
(3.13)
(2b
(
) (
a 3 9bc a 2 + (27d a )
27
) (
h = g 2 4 + f 3 27
25
(3.14)
(3.15)
[(
) ]
i = g2 4 h
0.5
j = (i )
1/ 3
(3.16)
(3.17)
k = arccos( g 2i )
(3.18)
L = j * ( 1) )
(3.19)
M = Cos(k 3)
(3.20)
N = 3 3 * Sen(k 3)
(3.21)
P = (b 3a )* ( 1)
(3.22)
x1 = 2 j * M + P
(3.23),
x3 = L * (M N ) + P
(3.25)
x 2 = L * (M + N ) ) + P
R = ( g 2 ) + h
(3.26)
S =3 R
(3.27)
T = ( g 2 ) h
(3.28)
U =3 T
(3.29)
26
(3.24),
x1 = (S + U ) (b 3a )
(3.30)
x2 = (S + U ) / 2 (b 3a ) + (S U )* 3 2 * i (3.31)
x3 = (S + U ) / 2 (b 3a ) (S U )* 3 2 * i (3.32)
Las races imaginarias, no son utilizadas en ningn momento para los clculos del
factor de compresibilidad.
Las tres races son reales e iguales:
x1 = x2 = x3 = ( 1)* 3 (d a )
(3.33)
3.2.
1
H H id
= z 1
RT
bRT
d (ac ) b
a T dT ln1 + v
(3.34)
Para PR:
1
H H id
= z 1 1.5
RT
2 bRT
d (ac ) v +
a T dT ln v
27
(
(
)
)
2 +1 b
2 1 b
(3.35)
Con las ecuaciones anteriores, se elabora el programa para el clculo de las curvas
de inversin, incluida la expansin isoentlpica, aplicado al gas natural.
Cabe anotar, que en las expresiones anteriores se debe tener cuidado con el manejo
del sistema de unidades, ya que se pueden presentar confusiones errores en los
clculos. Las unidades de la entalpa en el sistema internacional son (Joules/mol), en
el sistema ingls son (BTU/lbmol).
28
4.1.
El programa est diseado para realizar los clculos mediante dos pasos bsicos. El
primero de ellos es el ingreso de los casos a trabajar, para cada uno se debe ingresar
la composicin de la muestra, la ecuacin de estado con la que se desea analizar la
muestra y el tipo de coeficientes de interaccin binaria a usar por la ecuacin de
estado seleccionada, este ltimo es opcional ya que el programa tiene unos
coeficientes predefinidos, los cuales pueden ser cambiados por el usuario.
El segundo paso es el proceso de simulacin en s, el usuario debe escoger entre los
casos ingresados para que el programa realice los clculos necesarios. Este paso a
su vez tiene dos procedimientos, uno es el clculo y representacin de la curva de
inversin, el segundo es la simulacin de procesos de expansin isoentlpicos para la
muestra seleccionada. A continuacin se hace una breve descripcin de cada uno de
los pasos para llevar a cabo el proceso de simulacin.
Una vez se haya ingresado al programa se observa una primera ventana, Figura 5, la
cual da la opcin de crear un nuevo proyecto carga uno ya existente.
29
30
con tres etiquetas, la primera etiqueta contiene una lista de casos donde se permite
ver un caso existente, crear uno nuevo, eliminar un caso de la lista y eliminarlos todos,
como se ve en la Figura 6.
En la segunda etiqueta llamada ver propiedades, se pueden ver las propiedades de
los componentes utilizados por el programa, las cuales fueron tomadas del
Engineering Data Book16, estos valores son constantes para el programa y no pueden
ser modificados.
31
32
33
34
35
36
4.2.
Para probar y evaluar el simulador, se utilizaron seis casos. El primero de ellos (GC1),
pertenece al estudio reportado de Kortekaas et al. 14, el cual fue utilizado para hacer la
evaluacin del simulador. Se utiliz slo este caso para la evaluacin ya que es muy
escasa la informacin experimental disponible. Los otros cinco casos corresponden a
los cinco principales campos productores de gas natural del pas; las composiciones
reportadas en la literatura de estos campos se muestran en la siguiente tabla:
Con la composicin de la muestra GC1, procedemos a evaluar el simulador para
comparar los datos arrojados con los reportados por el estudio de Kortekaas et al.
14
en la Figura 14 se muestran las curvas de inversin para las dos ecuaciones, usando
el simulador.
37
CAMPOS
GC1
PROVINCIA
GUAJIRA
OPN
CUSIANA
APIAY
C1
70.85
82.414
97.882
91.79
76.55
78.76
C2
8.53
6.333
0.266
4.36
10.86
14.06
C3
4.95
2.986
0.172
1.83
5.36
1.96
i-C4
1.26
0.695
0.035
0.13
0.68
0.48
n-C4
0.75
1.093
0.01
0.53
0.78
0.45
i-C5
0.40
1.345
0.061
1.04
0.13
0.41
n-C5
0.41
0.08
0.09
C6
0.46
0.05
C7
3.04
CO2
8.64
0.652
0.357
0.32
5.07
2.39
N2
0.71
4.453
1.217
0.44
1.69
1200
1000
T (K)
800
GC1 SRK
600
GC1 PR
400
200
0
0
10
20
30
P (MPa)
40
50
60
70
Figura 14. Curvas de Inversin para la muestra GC1 de Kortekaas et al. 14.
38
En la Figura 15, se dan las curvas arrojadas por el simulador, para cuatro expansiones
isoentlpicas, las cuales tienen diferentes valores de temperatura inicial. La presin
inicial para las expansiones fue de 90 MPa. Se graficaron los datos arrojados para
ambas ecuaciones de estado.
1200
1100
1000
900
800
C. INVERSIN PR
T (K)
700
500 K PR
400 K PR
600
300 K PR
200 K PR
500
C. INVERSIN SRK
400
500 K SRK
300
300 K SRK
400 K SRK
200 K SRK
200
100
0
0
10
20
30
40
50
P (MPa)
60
70
80
90
14
39
1200
1000
800
T (K)
PROVINCIA
GUAJIRA
600
OPN
CUSIANA
APIAY
400
200
0
0
10
20
30
40
50
60
70
P (MPa)
Figura 16. Curva de Inversin para los Principales Campos de Gas del Pas.
A continuacin se muestran los resultados para una expansin isoentlpica, teniendo
en cuenta las presiones que normalmente se presentan en los sistemas de transporte
de gas natural en Colombia, para el caso mostrado a continuacin se tomo una
presin inicial de 1300 psi y temperatura inicial de 80 F. Para los cinco casos se dan
las curvas de las expansiones isoentlpicas hasta un valor de presin final de 150 psi.
40
100
90
80
70
60
T (F)
50
PROVINCIA
40
GUAJIRA
30
OPN
CUSIANA
20
APIAY
10
0
-10
200
400
600
800
1000
1200
1400
-20
-30
P (Psi)
100
80
60
40
20
T (F)
0
-20 0
200
400
600
800
1000
1200
1400
PROVINCIA
GUAJIRA
-40
OPN
-60
CUSIANA
-80
APIAY
-100
C. INVERSIN APIAY
-120
-140
-160
-180
-200
P (Psi)
41
140
100
60
C. INVERSIN PR
134 F PR
116 F PR
20
80 F PR
T (F)
62 F PR
C. INVERSIN SRK
-20
200
400
600
800
1000
1200
1400
134 F SRK
116 F SRK
80 F SRK
62 F SRK
-60
-100
-140
P (Psi)
42
43
5.1.
RESEA HISTRICA
17
sin embargo algunos usaban datos de campo. Algunos de esos datos incluan
caudales de flujo volumtrico de lquido y de gas, propiedades fsicas de cada fase,
dimetro y ngulo de inclinacin de la tubera, y presiones a la entrada y la salida de
la tubera. En algunos casos los patrones de flujo fueron observados y el holdup de
44
lquido medido con vlvulas de bola de cierre rpido. Los fluidos eran tratados como
mezclas homogneas. Las fases de gas y lquido, sin embargo, se consideraba
viajaban a diferentes velocidades con efectos de deslizamiento para el desarrollo de
las correlaciones de holdup de lquido empricas. Mapas de patrones de flujo
empricos, generalmente basados en grupos adimensionales, fueron usados.
Ecuaciones de gradientes de presin en estado estable fueron desarrolladas basadas
en los principios de conservacin de momentum y masa aplicado a mezclas
homogneas.
Desde mediados de los 1970s
17
modelos mecanicistas para flujo slug y para la prediccin de los patrones de flujo ya
estaban disponibles.
Diferentes modelos para predecir los patrones de flujo han sido propuestos y
desarrollados, a partir de estos se desarrollaron otros para la prediccin de las
caractersticas de flujo para cada patrn de flujo.
Otra posibilidad es el uso de dinmica de fluidos a travs de computadoras para el
clculo de cadas de presin y las fracciones de volumen en el flujo gas- lquido en la
tubera. Esta aproximacin es en principio aplicable para un amplio rango de usos en
la industria.
Correlaciones empricas para predecir los gradientes de presin, unido con la
introduccin a los computadores en los aos 1980s
17
45
46
5.2.
47
48
5.3.
DEFINICIN DE PARMETROS
Las velocidades superficiales de las fases gas y lquido (VSL y VSG) son definidas como
el caudal de flujo volumtrico para la fase dividido por el rea de la seccin transversal
de la tubera:
VSL =
Q
QL
,VSG = G
A
A
(5.1)
Donde QL y QG son el caudal de flujo volumtrico del lquido y del gas respectivamente
y A es el rea de la seccin transversal de la tubera.
La velocidad de la mezcla est dada por la suma de las velocidades superficiales del
gas y del lquido:
VM = VSL + VSG
(5.2)
Las fracciones volumtricas de entrada de las fases lquido y gas (CL y CG) son
definidas como:
CL =
V
QL
= SL (5.3)
QL + QG VM
CG =
QG
V
= SG (5.4)
QL + QG VM
49
L =
A
AL
, G = G
A
A
(5.5)
la
VL =
QL VSL
=
A L
(5.6)
VG =
QG VSG
=
A G
(5.7)
Estas son las velocidades promedio verdaderas de las fases lquido y gas, las cuales
son mayores que las velocidades superficiales.
Las propiedades del fluido (densidad, viscosidad y tensin interfacial) para cada fase y
los parmetros geomtricos como el dimetro interno de la tubera y el ngulo de
inclinacin del tubo tambin tienen influencia en la capacidad del sistema. En el
presente trabajo, el ngulo de inclinacin de la tubera () es medido desde la
horizontal, excepto cuando se diga lo contrario.
50
5.4.
PATRONES DE FLUJO
En el flujo gas lquido, la interfase entre las dos fases puede existir en una gran
variedad de formas, dependiendo del caudal de flujo, propiedades del fluido y
geometra del sistema. Los patrones de flujo son usados para ilustrar describir esta
distribucin. Hubbard & Dukler (1966) sugirieron tres patrones bsicos de flujo:
separado, intermitente y flujo distribuido.
Patrn de flujo separado: Ambas fases son continuas. Algunas gotas o burbujas de
una fase en la otra pueden o no existir. El patrn de flujo separado incluye:
Flujo Anular: flujo de una capa anular y flujo anular-niebla, en el cual gotas
de lquido entran en el centro del gas.
Patrn de flujo intermitente: Al menos una fase es discontinua. Este rgimen de flujo
incluye:
Flujo espuma (una zona de transicin entre el flujo slug y el flujo anularniebla).
Flujo burbuja.
5.4.1.
51
52
5.4.2.
Figura 22. Esquema de los Patrones de Flujo en Tuberas Verticales (Shoham, 1982)
25
53
A partir del flujo burbuja, con un posterior incremento en el caudal de gas, algunas
de las burbujas coalescen a formas ms grandes, largas, burbujas en forma de
gorro. Esas burbujas grandes son llamadas burbujas de Taylor. El flujo slug est
formado por burbujas de Taylor. Una delgada pelcula de lquido fluye por la parte
inferior alrededor de las burbujas de Taylor. La distribucin de las burbujas de
Taylor en flujo vertical es simtrica.
En el flujo agitado (tambin llamado flujo espuma), las burbujas y los baches se
vuelven altamente distorsionados y aparecen a surgir a altos caudales de flujo de
gas. Otra diferencia entre el flujo slug y el flujo agitado es que la pelcula
descendente de lquido rodeando los tapones de gas no puede ser observada en
el flujo agitado.
5.4.3.
Los ngulos de inclinacin de la tubera tienen una fuerte influencia en las transiciones
en los patrones de flujo. Shoham (1982
21,22
54
5.5.
55
Figura 24. Mapa de Patrones de Flujo Mecanicista (Taitel et al19. (1976), Sistema aireagua, tubera descendiente ligeramente inclinada)
56
5.6.
19
, o las
referencias originales.
5.6.1.
Datos para mezclas de aire y lquidos, tales como keroseno, agua, benceno, y
diferentes hidrocarburos de varios investigadores fueron usados para producir la
correlacin clsica de Lockhart y Martinelli. Los rangos de tubera incluidos dentro del
rango de datos estn entre 0.0586 y 1.017 pulgadas. A pesar de este pequeo rango,
la correlacin ha sido usada extensivamente en la industria para una amplia variedad
de sistemas.
5.6.2.
Correlacin de Chisholm 31
Correlacin de Baker 32
57
correlacin grfica. Todas esas ecuaciones incluyen una dependencia del dimetro de
la tubera que no fue presentada en la correlacin de Lockhart y Martinelli.
5.6.4.
Correlacin de Dukler et al 33
Correlacin de Chawla 34
Correlacin de Bertuzzi 37
58
La correlacin de Chenoweth y Martin es una correlacin grfica basada en datos aireagua obtenidos en dimetros de tubera de 1.5 y 3.0 pulgadas. Ellos determinan un
nmero de Reynolds para determinar un factor de friccin ficticio, el cual al usarlo en
la correlacin produce valores de cadas de presin ms pequeos que los
experimentales. Esto debido a que el nmero de Reynolds basado en la velocidad de
flujo msico de la mezcla y la velocidad del gas tienden a ser muy grandes.
La mayora de datos en el Banco de Datos son para tuberas lisas, y un nmero de
Reynolds muy grande resulta en un factor de friccin muy bajo. Para lo cual la
correlacin fue modificada levemente en que el nmero de Reynolds est basado en
la vSG.
5.6.9.
Correlacin de Baroczy 39
59
f tp Gm vm
g
sin [ L H L + G (1 H L )] +
2gcd
dP g c
=
[
(
)
]
H
H
v
v
1
dZ
G
L
m SG
1 L L
gc p
(5.8)
Donde:
g = Aceleracin debido a la gravedad
gc = Constante gravitacional
L y G son las densidades del lquido y del gas, respectivamente
HL = Fraccin de holdup de lquido
ftp = Factor de friccin para las dos fases
Gm = GL +GG = Caudal de flujo msico de la mezcla
d = Dimetro de la tubera
vm = Velocidad de la mezcla = (QL + QG)/A, donde A es el rea de la tubera
vSG = Velocidad superficial del gas
El desarrollo de esta ecuacin se puede encontrar en el artculo de Beggs y Brill 40. La
ecuacin anterior se puede reducir para una sola fase, lquido gas, haciendo la
fraccin de holdup igual a uno cero, respectivamente. La ecuacin es aplicable para
diferentes inclinaciones de tubera. La ecuacin contiene dos variables desconocidas,
la fraccin de holdup de lquido y el factor de friccin para las dos fases, el cual es
usado para calcular las prdidas por friccin.
60
El objetivo del estudio de ellos era calcular estas dos variables a partir de las
propiedades del fluido y del sistema que son conocidas. Para lograr esto, disearon y
construyeron un aparato para que el caudal de flujo, gradientes de presin, ngulo de
inclinacin y el holdup de lquido pudieran ser medidos.
5.6.11. Correlacin de Govier y Aziz 27
La correlacin de Govier y Aziz fue propuesta para el uso en los patrones de flujo de
burbujas dispersas y flujo de burbujas alongadas. Es derivada de consideraciones
mecanicistas y, as como el mtodo de Beggs y Brill, es usada en conjunto con el
holdup de lquido calculado por el procedimientos compuesto de Mandhane et al. en
lugar de la correlacin simple original propuesta por Govier y Aziz.
5.6.12. Correlacin de Agrawal 41
Agrawal et al. sugiri un modelo mecanicista para flujo bifsico estratificado horizontal.
Usando un procedimiento computacional iterativo, el gradiente de presin y el holdup
de lquido son calculados simultneamente. La prediccin del modelo fue comparada
con datos aire-agua obtenidos para una de tubera de 1.0 pulgada con una buena
concordancia.
5.6.13. Correlacin Hughmark 42
Hughmark us datos para sistemas de aire-petrleo, aire-agua, aire-glicol y gaspetrleo en el rango de dimetros de 1.049 a 7.75 pulgadas para formular la
correlacin. La correlacin es slo aplicable para el patrn de flujo slug.
5.6.14. Modelo de Levy 43
Levy deriv un modelo para flujo anular en tuberas incorporando expresiones para
perfiles de velocidad y espesor de pelcula de lquido. El mtodo de Levy es
estrictamente aplicable slo para flujo puramente anular. El mtodo calcula el holdup
de lquido y los gradientes de presin simultneamente.
61
28
62
Rgimen de
Flujo
Burbuja,
Burbujas
Alongadas
Estratificado
Mandhane et al.
1. Chenoweth,
Martin
Anular Niebla
1. Chenoweth,
Martin
1. Bertuzzi et al.
2. Govier, Aziz
2. Chisholm
3. Lockhart,
3. Dukler et al.
3. Beggs, Brill
3. Govier, Aziz
1. Agrawal et al.
1. Chawla
1. Agrawal et al.
1. Chawla
2. Chawla
2. Agrawal et al.
2. Chawla
2. Bertuzzi et al.
3. Dukler et al.
3. Bertuzzi et al.
3. Bertuzzi et al.
3. Agrawal et al.
2. Beggs, Brill
3. Lockhart,
1. Mandhane,
Anular,
Martin
Baker
2. Dukler et al.
Martinelli
Slug
1. Chenoweth,
Govier y Aziz
2. Dukler et al.
1. Dukler et al.
Ondulado
Hoogendoorn
Gregory, Aziz
Martinelli
1. Chenoweth,
1. Dukler et al.
1. Dukler et al.
Martin
2. Beggs, Brill
2. Chawla
2. Dukler et al.
3. Chawla
3. Bertuzzi et al.
3. Lockhart,
Martinelli
1. Mandhane,
Gregory, Aziz
1. Mandhane,
Gregory, Aziz
1. Mandhane,
Gregory, Aziz
2. Dukler et al.
2. Dukler et al.
2. Dukler et al.
2. Dukler et al.
3. Beggs, Brill
3. Beggs, Brill
3. Beggs, Brill
3. Beggs, Brill
1. Chenoweth,
1. Beggs, Brill.
1. Beggs, Brill
1. Beggs, Brill
2. Chenoweth,
2. Dukler et al.
Martin
2. Chenoweth,
2. Chisholm.
Martin
3. Lockhart,
3. Chisholm
Martinelli
1. Mandhane,
Martin
3. Dukler et al.
3. Chenoweth,
Martin
1. Dukler et al.
1. Dukler et al.
1. Dukler et al.
2. Bertuzzi et al.
2. Chenoweth,
2. Beggs, Brill
Burbujas
Gregory, Aziz
Dispersas
2. Bertuzzi et al.
3. Mandhane,
3. Dukler et al.
Gregory, Aziz
63
Martin
3. Beggs, Brill
3. Chenoweth,
Martin
44
unificado para el patrn de flujo slug. Un modelo mecnico unificado aplicable para
flujo horizontal ascendente y descendente fue presentado por Petalas y Aziz 45 (1996),
el cual fue probado contra una gran cantidad de datos del laboratorio y de campo.
Recientemente, Gmez et al.46 (1999) presentaron una correlacin unificada para la
prediccin del holdup de lquido en el cuerpo del slug. Esto proporcionar algoritmos
ms eficientes, el modelo puede ser aplicado convenientemente para ambos casos de
tuberas y pozos, sin la necesidad de cambiar entre los diversos modelos.
El modelo unificado consiste de la prediccin de un modelo de patrn de flujo
unificado y modelos unificados separados para los diversos patrones de flujo
existentes. stos se describen brevemente posteriormente.
5.6.16.1.
El modelo de Barnea
25
inclinacin, desde flujo vertical ascendente hasta flujo vertical descendente (-90 <=
<= 90). A continuacin hay un resumen de los criterios de transicin aplicables para
este estudio, incluyendo el estratificado a no estratificado, slug a burbujas dispersas,
anular a slug, burbuja al flujo slug.
Transicin de Estratificado a no Estratificado. El criterio para esta transicin es igual
que el original propuesta Taitel y Dukler
19
64
1
F
~
1 hL
2
~
~
v~G2 dAL / dhL
1 (5.9)
~
AG
G
L G
F=
vSG
dg. cos
(5.10)
Transicin de Slug a Burbujas dispersas. Esta transicin ocurre para altos caudales
de flujo de lquidos, donde las fuerzas turbulentas superan la fuerza de tensin
interfacial, dispersando la fase gas en pequeas burbujas. El tamao mximo de la
burbuja que resulta se puede determinar de:
d max
v
= 4.15 SG
vM
0.5
0.6 2 f v 3
+ 0.725 M M
L d
0.4
(5.11)
d CD
0.4
= 2
( L G )g
1/ 2
(5.12)
65
d CB =
L
f M vM2
3
8 ( L G ) g. cos
(5.13)
d max < d CD , , d CB
(5.14)
El lmite de transicin dado por la ecuacin (5.14) es vlido para un <= 0.52, que
representa el empacamiento mximo posible de burbujas. Para valores ms grandes,
la aglomeracin de burbujas ocurre, independiente de las fuerzas de turbulencia,
dando por resultado una transicin al flujo slug. Este criterio se da por:
v SG
= 0.52
v SG + v SL
(6.15)
Transicin de Anular a Slug. Dos mecanismos son responsables de esta transicin del
flujo anular al slug, causando la obstruccin del gas en el centro por la fase lquida.
Los dos mecanismos se basan en la estructura caracterstica de la pelcula del flujo
anular:
1) Inestabilidad de la pelcula lquida debido al flujo hacia abajo cerca de la pared de la
tubera. El criterio para la inestabilidad de la pelcula se obtiene de la solucin
simultnea de las siguientes dos ecuaciones adimensionales:
Y=
1 + 75 H L
1
3 X2
2.5
(1 H L ) H L H L
3
2 HL
2
Y
X2
3
H L3 1 H L
2
66
(5.16)
(5.17)
X2 =
Y=
4C L L v SL d
d L
4CG G v SG d
d G
2
L vSL
2
m
2
G SG
dp
dL SL
=
dp
dL SG
( L G )g.sin
(5.18)
(5.19)
dp
dL SG
H L 0.24
(5.20)
La transicin del flujo anular al slug ocurre siempre que uno de los dos criterios se
cumpla. Un cambio suave entre los dos mecanismos se obtiene cuando el ngulo de
inclinacin vara sobre la gama completa de inclinaciones, o cuando un cambio ocurre
en las condiciones operacionales.
Transicin de Burbuja a Slug. La transicin del flujo burbuja al slug se presenta a
bajos caudales de lquidos. Bajo estas condiciones las fuerzas turbulentas son
insignificantes, y la transicin es causada por la fusin de burbujas a una fraccin
crtica de gas de = 0.25, como sigue:
67
vSL =
vSG 1.53(1 )
0.5
g ( L G )
L2
1/ 4
sin
(5.21)
El rgimen tipo burbuja puede existir a bajos caudales de flujo de lquido como se
muestra en la ecuacin anterior, con la condicin de que el dimetro de la tubera sea
( )
mayor que: d > 4.36 L 2 G y solamente para las tuberas inclinadas
L .g
0.5
(5.22)
68
que el modelo de flujo slug no converja. Para aliviar los dos problemas, una zona de la
transicin se crea entre el flujo slug y el flujo anular, basados en la velocidad
superficial del gas. La zona de la transicin es predicha por la velocidad crtica
correspondiente al modelo de gota usado por Taitel et al. 20 (1980), como se muestra:
vSG ,critica
.g .sin ( L G )
= 3.1
G2
0.25
(5.23)
Para unas velocidades superficiales de gas de lquido dadas, si el flujo slug se predice
en la zona de transicin cuando la velocidad superficial del gas es mayor que la
velocidad superficial crtica dada anteriormente, el gradiente de presin es promediado
entre el gradiente de presin bajo el flujo slug (a una velocidad superficial de lquido
dada y la velocidad superficial crtica del gas) y el gradiente de presin bajo el flujo
anular (a la velocidad superficial de lquido dada y la velocidad superficial
correspondiente del gas en el lmite de transicin al flujo anular). Este promedio
elimina problemas numricos y asegura un gradiente suave de presin a travs del
lmite slug al anular.
5.6.16.3.
El modelo fsico para el flujo estratificado se muestra en la Figura 25. Una forma
modificada de los modelos de Taitel y Dukler
19
69
AL
dP
WL S L + I S I L AL g sin = 0
dL
(5.24)
AG
dP
WG S G I S I G AG g sin = 0
dL
(5.25)
Donde AL, AG, SL, SG y SI son parmetros geomtricos que slo dependen de hL
(altura del nivel de lquido). Las cantidades wL, wG y I son los esfuerzos de corte.
Ellos son calculados por correlaciones empricas por los factores de friccin. I es el
esfuerzo de corte entre la fase lquida y la fase gas. Est asociado con el factor de
friccin interfacial fI. En las ecuaciones anteriores hay dos variables desconocidas
(dP/dL) y hL. Ellos pueden ser determinados eliminando el gradiente de presin de las
ecuaciones (5.24) y (5.25) para obtener la ecuacin combinada de momentum para
las dos fases:
WL
1
S
SL
1
+ ( L G )g sin = 0 (5.26)
WG G I S I
+
AL
AG
AL AG
h
h
cos 2 L 1 + 2 L 1 1 2 L 1
d
d
HL =
70
(5.27)
WL = f L
dL =
LVL2
2
, WG = f G
GVG2
2
4 AG
4 AL
, dG =
SL
SG + S I
(5.28)
(5.29)
Re L =
Taitel y Dukler
19
d L vL L
, Re G =
d G vG G
(5.30)
(1976) propusieron que el factor de friccin del lquido y del gas con
la pared, fL y fG, pueden ser calculados usando la carta estndar de Moody. Sin
embargo, Liang-Biao y Aziz
47
apropiado para la fase de gas solamente. Esto es debido al hecho de que el factor de
friccin del lquido con la pared se puede afectar perceptiblemente por el esfuerzo de
corte interfacial, especialmente para condiciones de holdup de lquido bajos. As, fG se
determina de la carta estndar de Moody, mientras que fL se determinada por una
nueva correlacin desarrollada por Liang-Biao y Aziz
47
fG =
16
, Para Re G 2300
Re G
71
(5.31)
1/ 3
10 6
4
f G = 0.0013751 + 2 x10 +
, Para Re G > 2300
d Re G
1.6291 v
f L = 0.5161 SG
Re L vSL
0.0926
(5.32)
I = fI
G (vG v I )2
(5.33)
El factor de friccin interfacial para el flujo estratificado suave se toma como el factor
de friccin entre la fase de gas y la pared. En la literatura hay numerosas expresiones
para el factor de friccin interfacial. Ouyang (1995) revis 26 correlaciones publicadas
para fI, y desarroll una nueva correlacin basado en los datos. Para el flujo
estratificado ondulado, segn lo sugerido por Xiao et al.
interfacial est dado por Baker et al.
48
49
(1988).
48
45
72
Figura 26. Comparacin de los Diferentes Modelos para fI (Datos de Shoham (1982),
sistema aire-agua, = 0, dimetro de 2 pulgadas)
5.6.16.4.
Un anlisis unificado y comprensivo del flujo slug fue presentado por Taitel y Barnea 55
(1990), el cual presenta las siguientes caractersticas:
1. Una pelcula uniforme a lo largo de la zona pelcula de lquido/bolsillo de gas.
2. Un balance de momentum global en la unidad slug para los clculos de cada
de presin.
3. Una nueva correlacin (Gmez et al.
46
73
v SL = v LLS H LLS
LS
L
+ v LTB H LTB F
LU
LU
(5.34)
Un balance de masa puede ser aplicado entre las dos reas de seccin transversal,
en el cuerpo del slug y en la regin de la pelcula, en un sistema que se mueve con la
velocidad de translacin, vTB, dando:
(5.35)
74
(5.37)
La ecuacin (5.36) se puede utilizar para determinar vLLS, la velocidad del lquido en el
cuerpo del slug, pues las otras variables se dan en forma de ecuaciones relacionadas.
Siguiendo, la velocidad de la pelcula lquida, vLTB, se puede determinar de la ecuacin
(5.35) para un holdup de lquido dado en esta regin, HLTB. Tambin, de la ecuacin
(5.37) es posible determinar vGTB, la velocidad del gas en el bolsillo de gas.
El holdup de lquido promedio en una unidad slug se define como:
H LSU =
H LLS LS + H LTB LF
LU
(5.38)
Usando las ecuaciones (5.34), (5.35) y (5.36), la expresin para el holdup de lquido
es:
H LSU =
(5.39)
WF S F
AL
WG S G
AG
1
1
+ ( L G )g.sin = 0 (5.40)
I S I
+
AF AG
75
ensayo y error, para determinar las velocidades del gas y del lquido en el bache y las
regiones de pelcula/bolsillo de gas, segn la ecuacin (5.38).
La longitud de la pelcula lquida se puede determinar a partir de:
LF = LU LS
(5.41)
La longitud del bache, LS, se da obtiene de las ecuaciones relacionadas, mientras que
la longitud de la unidad slug, LU, se puede determinar de la ecuacin (5.34):
LU = LS
(5.42)
Clculos de Cada de Presin. La cada de presin para una unidad slug se puede
calcular usando un balance de fuerza global a lo largo de una unidad slug. Puesto que
los flujos de momentum adentro y afuera del volumen de control de la unidad slug son
idnticos, la cada de presin a travs de este volumen de control para una pelcula
lquida uniforme es:
d LS WF S F + WG S G LF
dP
= U g sin + S
+
dL
A LU
A
LU
(5.43)
U = H LSU L + (1 H LSU ) G
(5.44)
76
Una longitud constante de LS = 30d y LS = 20d se utiliza para los baches estables y
completamente desarrollados en tuberas horizontales y verticales, respectivamente.
Para el flujo inclinado, se utiliza una longitud de slug promedio basados en el ngulo
de inclinacin. Sin embargo, para tuberas horizontales casi horizontales ( = 1),
tuberas de grandes dimetros (d > 2 in.), la correlacin de Scott et al.50 (1989) es
utilizada:
0.1
(5.45)
Re LS
) ,0 1 .57
R
(5.46)
Re LS =
5.6.16.5.
L vM d
L
(5.47)
51
77
WF
SF
S
dP
+ I I L .g .sin = 0
AF
AF dL F
S I dP
C .g .sin = 0
AC dL C
(5.48)
(5.49)
Eliminando los gradientes de presin para las ecuaciones, produce una ecuacin de
momentum combinada para flujo anular:
WF
1
SF
1
I S I
+
+ ( L C ).g .sin = 0 (5.50)
AF
AF AC C
78
v F = v SL
(1 E )d 2
4 (d )
(
vSG + vSL E )d 2
vC =
(d 2 )2
(5.51)
(5.52)
C =
v SG
v SG + v SL E
(5.53)
C = G C + L (1 C )
(5.54)
C = G C + L (1 C )
(5.55)
79
I = f I C
(vC v F )2
(5.56)
Como sugiri Alves et al. 51 (1991), el factor de friccin interfacial puede ser expresado
como:
f I = f CS I
(5.57)
Donde fCS es el factor de friccin que debera ser obtenido si slo fluye el ncleo (fase
de gas y arrastre) en la tubera. El clculo de fCS se debe basar en la velocidad
superficial del ncleo (vSC = vSG + E.vSL) y la densidad promedio del ncleo y la
viscosidad dadas, respectivamente, por las ecuaciones (5.54) y (5.55). El parmetro
de correccin interfacial I se utiliza para considerar la rugosidad de la interfase. El
parmetro I es un promedio entre un factor horizontal y un factor vertical, basados en
el ngulo de la inclinacin, , como sigue:
I = I H cos 2 + IV sin 2
(5.58)
I H = 1+ 800 FA
(5.59)
Donde:
FA
[(0.707 Re
=
0.5 2.5
SL
+ 0.0379 Re 0SL.9
Re 0SG.9
2.5 0.4
vL
vG
0.5
(5.60)
I V = 1+ 300
(5.61)
80
E = 1 e [0 .125 ( 1 .5 )] (5.62)
Donde:
v
= 10 SG G G
L
4
5.6.16.6.
0.5
(5.63)
54
vG = C o v M + vO sin .H L0.5
(5.64)
v0
g ( L G )
= 1.53
L2
0.25
(5.65)
v SG
= CO v M + v0 (sin ) H L0.5
1 H L
81
(5.66)
82
58
Datos de varios investigadores para mezclas de aire y lquidos como keroseno, agua,
benceno y varias clases de petrleo fueron usados para generar la correlacin.
Dimetros de tubera en el rango de 0.0586 hasta 1.017 pulgadas. Esta correlacin
ha sido usada en la industria para una amplia variedad de sistemas.
6.2.
Correlacin de Hoogendoorn 35
83
1 H L v SL
debe ser siempre menor que la unidad. Los efectos del dimetro de la
x
HL
v SG
tubera y las propiedades del fluido no son incluidos.
6.3.
Correlacin de Hughmark 60
Hughmark us sus propios datos para generar una correlacin para el holdup de
lquido en el flujo vertical ascendente de mezclas de aire y agua. Los datos fueron
obtenidos para dimetros de tubera entre 0.63 y 2.5 pulgadas. La forma final de la
correlacin fue comparada con datos de holdup de lquido en flujo horizontal para
varios sistemas y dimetros de tubera. Hughmark concluy que la correlacin era
tambin aplicable para flujo horizontal. La correlacin incluye la mayora
de las
Correlacin de Chawla 62
Chawla us los datos contenidos en el banco de datos AGA /API de Dukler et al. para
obtener esta correlacin. Est basada en una gran cantidad de datos e intent tener
84
La correlacin de Beggs y Brill est basada en los datos de Beggs para flujo aire-agua
en tuberas de 1 y 1.5 pulgadas de dimetro. La correlacin usa una base de 58 datos
para flujo horizontal, junto con un gran nmero de datos para flujo inclinado. Lo
anterior ha sido reducido a flujo horizontal efectivo con el uso de un factor de
correccin para el efecto de la inclinacin de la tubera.
Ellos encontraron que en una grfica del holdup de lquido contra el ngulo de
inclinacin para caudales de flujo constante, se observaba una dependencia del
holdup de lquido con respecto al ngulo de inclinacin. Este fenmeno poda ser
explicado considerando los efectos de la gravedad y la viscosidad en la fase lquida. A
medida que se incrementa el ngulo de la tubera desde la posicin horizontal, las
fuerzas de la gravedad actuando en el lquido causan una disminucin de la velocidad
del lquido, esto incrementa el deslizamiento y el holdup de lquido.
Cuando el ngulo de inclinacin es aumentado posteriormente, el lquido
eventualmente hace puente en la tubera entera, reduciendo el deslizamiento entre las
fases y por lo tanto disminuye el holdup de lquido. Debe notarse que el flujo
segregado no fue observado para ngulos de inclinacin mayores de 3 desde la
horizontal. En el flujo descendente, en el cual el patrn de flujo, consideraban ellos
que era casi siempre segregado, un incremento en el ngulo en direccin negativa
resulta incrementando la velocidad del lquido y disminuyendo el holdup de lquido. Si
el ngulo es posteriormente incrementado en direccin negativa, el patrn de flujo
pasa a anular. La mayora del lquido est en contacto con la superficie de la tubera,
disminuyendo la velocidad del lquido e incrementando el holdup de lquido.
Esas curvas revelaron tambin que el grado de cambio del holdup con el ngulo era
diferente para diferentes caudales de flujo. Varios esfuerzos se realizaron para
encontrar una relacin funcional entre el holdup y el caudal de flujo, tamao de
85
Las prdidas de presin en el flujo bifsico son afectadas en gran medida por el
holdup de lquido.
86
6.8.
Correlacin de Dukler 63
Correlacin de Scott 64
Scott us datos para flujo slug, burbuja y de burbujas alongadas, para producir una
correlacin simple para que fuera aplicable en estos regimenes de flujo. Un holdup de
lquido de 0.17 es pronosticado.
6.10.
Sugirieron una aproximacin mecanicista para el clculo del holdup y los gradientes
de presin para el flujo estratificado gas lquido en tuberas. El holdup y el gradiente
de presin son calculados simultneamente por un procedimiento de clculo iterativo.
El modelo fue comparado con datos para flujo aire-petrleo en una tubera con un
dimetro de 1 pulgada con razonable concordancia.
6.11.
Correlacin de Hughmark 42
Hughmark en otra correlacin us datos para flujo slug de varias fuentes. Datos para
aire-agua, aire-petrleo, aire-glicol y gas-petrleo fueron usados en tuberas con
dimetros entre 1.049 y 7.75 pulgadas. En el lmite de altas velocidades de gas, la
correlacin de Hughmark es idntica a la de Scoot.
6.12.
Modelo de Levy 43
Levy deriv relaciones para el flujo tipo anular en tuberas usando informacin
estimada del perfil de velocidad, espesor de pelcula y otras cantidades relacionadas.
87
0.0 HL 0.25
Bajo
0.25 HL 0.75
Medio
0.75 HL 1.0
Alto
Burbujas Alongadas
Estratificado
Ondulado
Slug
Anular Niebla
88
Hughmark present los cuatro valores ms bajos para los cinco tipos de error
mencionados anteriormente. Por lo tanto ellos recomiendan el uso de esta correlacin
para los dos tipos de flujo, seguido por la correlacin de Guzhov et al.
Un total de 136 datos fueron utilizados para evaluar el rgimen estratificado. Un
examen cuidadoso indic que el mtodo de Agrawal et al. es ligeramente superior a
las dems, con los mtodos de Dukler y Chawla en el segundo y tercer lugar. En el
rgimen de flujo ondulado se utilizaron 181 datos. Seleccionaron la correlacin de
Chawla en primer lugar, seguida por los mtodos de Lockhart - Martinelli y Dukler.
Para el rgimen de flujo tipo slug se utilizaron 1215 datos. La correlacin de Hughmark
fue la que presento un mejor ajuste en los datos. El segundo y tercer lugar fue para las
correlaciones de Lockhart - Martinelli y la correlacin de Chawla, respectivamente. Los
regimenes de flujo anular y anular niebla fueron evaluados con 549 observaciones.
Bajos a medios valores de holdup predominaron. Ningn mtodo mostr un buen
ajuste, posiblemente debido a que las velocidades del gas de los datos disponibles no
cubran todos los rangos. De todos los mtodos el que mostr un mejor ajuste fue el
de Lockhart y Martinelli.
Slo 18 datos fueron utilizados para el rgimen de flujo de burbujas dispersas. Debido
a esto, la seleccin de un mtodo sobre los otros es relativa. Sin embargo, basados en
los datos obtenidos la correlacin de Beggs y Brill ocupa el primer lugar, seguida por
las de Dukler y Hughmark, respectivamente.
6.13.2. Evaluacin Segn Otros Mapas de Patrones de Flujo.
Mapas de patrones de flujo individuales deberan ser utilizados para categorizar un
rango determinado de datos dentro de los diferentes regimenes de flujo en diferentes
proporciones debido a la diferencia en ubicacin de los lmites de transicin de flujo. El
procedimiento de clculo del holdup de lquido recomendado por Mandhane, Gregory
y Aziz est basado principalmente en la prediccin del rgimen de flujo; hay, en
efecto, un nmero de esquemas similares que podran estar basados en otros mapas
de patrones de flujo diferentes al de Mandhane et al.
89
El proceso de comparar resultados basados en los cinco tipos de error fue repetido
usando los mapas de Hoogendoorn
35
, Govier y Aziz
27
, y Baker
65
90
Estratificado
Ondulado
Mandhane et al.
1. Hughmark
1. Hughmark
2. Guzhov et al.
2. Lockhart,
3. Lockhart,
Martinelli
Burbujas
Dispersas
2. Eaton et al.
3. Guzhov et al.
1. Hughmark
2. Guzhov et al
3. Lockhart,
Martinelli
1. Dukler
1. Agrawal et al.
2. Dukler
2. Chawla
2. Chawla
2. Dukler
3. Chawla
3. Hughmark
3. Hughmark
3. Chawla
1. Chawla
1. Lockhart,
1. Lockhart,
1. Lockhart,
Martinelli
Martinelli
Martinelli
2. Lockhart,
Martinelli
2. Lockhart,
Martinelli
3. Chawla
Anular Niebla
3. Dukler
1. Hughmark
Baker
1. Dukler
1. Hughmark
Anular,
Martinelli
Govier y Aziz
1. Agrawal et al.
3. Dukler
Slug
Hoogendoorn
2. Chawla
2. Chawla
2. Beggs, Brill
3. Dukler
3. Hughmark
3. Dukler
1. Hughmark
1. Chawla
2. Lockhart,
2. Hughmark
1. Hughmark
2. Chawla
3. Hoogendoorn
Martinelli
3. Chawla
3. Lockhart,
Martinelli
1. Lockhart,
1. Lockhart,
1. Lockhart,
1. Lockhart,
Martinelli
Martinelli
Martinelli
Martinelli
2. Hughmark
2. Hughmark
2. Chawla
2. Hughmark
3. Chawla
3. Chawla
3. Hughmark
3. Chawla
1. Beggs, Brill
1. Hughmark
1. Hughmark
1. Hoogendoorn
2. Dukler
2. Dukler
2. Hoogendoorn
2. Hughmark
3. Hughmark
3. Scott
3. Scott
3. Dukler
91
92
este
tramo
son
ingresadas
adicionando
Side
Streams,
en
los
puntos
correspondientes de la tubera.
COMPONENTE
GAS NATURAL
Metano
0.78070
0.780032
0.779699
Etano
0.10520
0.105110
0.105065
Propano
0.04120
0.040965
0.040947
i-Butano
0.00600
0.005995
0.005992
n-Butano
0.00700
0.006994
0.006991
i-Pentano
0.00160
0.001599
0.001598
n-Pentano
0.00110
0.001099
0.001099
n-Hexano
0.00040
0.000400
0.000399
n-Heptano
0.00006
0.000060
0.000059
n-Octano
0.00003
0.000030
0.000029
n-Nonano
0.00001
0.000010
0.000009
CO2
0.05080
0.050757
0.050734
N2
0.00610
0.006095
0.006092
H2O
0.00000
0.000855
0.001282
93
7.1.
Hughmark
Mecanstico de Olieman
Dukler
Eaton
Lockhart y Martinelli
RESULTADOS DE LA SIMULACIN
94
95
Figura 32. Holdup Acumulado para los Modelos que Arrojaron Valores Bajos.
96
Figura 33. Holdup Acumulado para los Modelos que Arrojaron Valores Altos.
97
98
En la Figura 31 no se muestran las fracciones de lquido para los mtodos de Olieman y Dukler ya
que los resultados arrojados por el simulador son de cero, esto debido a que los valores son muy
pequeos. Como se puede observar en la Figura 32, estos dos mtodos tienen los dos valores ms
bajos en cuanto a holdup de lquido acumulado se refiere, que es la suma de las pequeas
contribuciones de lquido a lo largo de la tubera aunque los valores reportados de la fraccin de
lquido sean igual a cero en todo el trayecto. Las grficas de holdup de lquido acumulado se
separaron en dos, para representar mejor las que presentaron los valores bajos con respecto a las
que tienen valores altos.
En las grficas anteriores se agreg el perfil topogrfico para ver el comportamiento de las
variables en estudio a lo largo del sistema de transporte, ya que como se puede apreciar hay
variaciones considerables de altitud, con diferencias mayores a 2000 metros.
Para ver el comportamiento de las variables en estudio se hizo la evaluacin utilizando un volumen
mayor de agua a la entrada. A continuacin se muestran las grficas obtenidas de la fraccin
volumtrica de lquido, holdup de lquido acumulado y perfil de presin para los diferentes mtodos
de clculo del holdup utilizando un contenido de 60.87 lb. H2O/MMSCF.
99
Figura 35. Fraccin de Lquido para los Modelos que Presentaron Valores Bajos.
100
Figura 36. Fraccin de Lquido para los Modelos que Presentaron Valores Altos.
101
Figura 37. Holdup Acumulado para los Modelos que Arrojaron Valores Bajos.
102
Figura 38. Holdup Acumulado para los Modelos que Arrojaron Valores Altos.
103
104
Al observar las grficas de fraccin de lquido para ambos caudales iniciales de agua
vemos una diferencia significativa de las curvas para los diferentes mtodos utilizados,
para un contenido de 40.2 lb. H2O/MMSCF, el mtodo de Beggs y Brill presenta los
valores ms altos, la ecuacin revisada de Beggs y Brill (1977) toma valores ms
cercanos a los otros mtodos. Una caracterstica propia es que las fracciones de
lquido para los mtodos presentados, aparecen en las mismas secciones de tubera.
Para un contenido de 60.8 lb. H2O/MMSCF el comportamiento no es el mismo, en la
Figura 36, se aprecian las curvas que arrojaron los valores ms bajos de fraccin de
lquido, correspondientes a los mtodos de Hughmark y Olieman, el valor ms alto
para ambos casos fue de 0.0001, presentndose presencia de lquidos en la mayor
parte de la tubera, debido al incremento en el contenido de agua. Como se mencion
anteriormente el mtodo de Dukler arroj valores de cero en todo el trayecto. Para los
otros mtodos se observa que el de Beggs y Brill presenta de nuevo gran variacin en
los datos, mientras que los mtodos de Eaton y Lockhart-Martinelli no presentan
mayores variaciones a partir de un valor de fraccin de lquido inicial.
Para el holdup de lquido acumulado con un contenido a la entrada de 40.2 lb.
H2O/MMSCF, se tuvo que elaborar dos grficas debido a la diferencia significativa de
105
106
En la Figura 39 se muestran los perfiles de presin para todos los mtodos para un
contenido de 60.87 lb. H2O/MMSCF, se observa que los perfiles de los mtodos de
Hughmark y Dukler tienen el mismo comportamiento, con un valor cercano a 2738 kPa
de presin final, el de Lockhart-Martinelli un valor de 2706 kPa, el mtodo de Olieman
2518 kPa, el de Eaton 2485 kPa, el mtodo de Beggs y Brill (1973) un valor de 1594
kPa y el mtodo de Beggs y Brill (1977) un valor de 2176 kPa. De nuevo al comienzo
de la grfica el comportamiento de los mtodos es el mismo, pero ms corto que para
el observado en la Figura 34, a medida que aumenta la distancia los valores
comienzan a diferir, siendo el mtodo de Beggs y Brill (1973) el que presenta los
valores ms alejados de los dems.
Figura 40. Comparacin de los Valores de Presin Final para los Dos Casos.
107
108
8. CONCLUSIONES
De las tres secciones presentadas por el simulador para los clculos de holdup:
flujo horizontal y flujo inclinado, flujo vertical ascendente y flujo vertical
descendente, se observ que la modificacin de los mtodos en las dos ltimas
secciones correspondientes al flujo vertical no alteraba los valores de los
resultados finales.
109
En los primeros tramos de tubera todos los mtodos tienen los mismos valores de
presin, pero cuando aparecen las fracciones de lquido, los mtodos comienzan
a tomar valores diferentes cada uno, debido a que no hay prdidas de presin por
lquidos y por lo tanto todos los mtodos arrojan los mismos valores de presin.
110
RECOMENDACIONES
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