Optimizacion Del Sistema de Refrigeracion de Una Planta de Gas

UNIVERSIDAD DE AQUINO BOLIVIAFACULTAD DE CIENCIAS Y TECNOLOGÍA

CARRERA DE INGENIERÍA EN GAS Y PETRÓLEO

PROYECTO DE GRADO

“ADECUACION DEL SISTEMA DE RECOLECCION EN LA LINEA DE FLUJO

CAMPO SIRARI”

MODALIDAD: PROYECTO DE GRADO

POSTULANTE: COSSIO LACATO ALEXSANDRO

SANTA CRUZ - BOLIVIA

JUNIO – 2013

RESUMEN

“Adecuación del Sistema de Recolección en la Línea de Flujo – Campo Sirari”

Los nuevos contratos adquiridos de venta de gas a países vecinos, conllevan a incrementar la

producción de los campos en los yacimientos de las zonas productoras.

Por tal motivo se viene desarrollando los trabajos de perforación de pozos en Campo Sirari,

por ello se requiere realizar el estudio del sistema de recolección y establecer las mejoras que

se podrían implementar, esto viene principalmente debido que en la actualidad existe

colectores existente que puede ser usado, además de verificar en las baterías de separación.

En este estudio se enfocará en el sistema de recolección y separación, comprendiendo desde

el dimensionamiento de la tubería de producción horizontal, equipos de separación. Los

procedimientos de cálculos estarán basados en normas, simulaciones y criterios de prácticas de

una buena ingeniería

Los resultados encontrados muestran ventajas para el sistema de transporte y da mayor

seguridad al sistema de separación, entre otras ventajas cabe destacar un menor costo inicial,

facilidades e infraestructura, así como mantenimiento y operación más simple.

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DEDICATORIA

A ti Dios todopoderoso, por iluminar mi camino y llevarme siempre con bien.

A mis padres ejemplo de perseverancia y dedicación por enseñarme que la constancia

es siempre la generadora de los éxitos.

A mis hermanas por el apoyo recibido en cada uno de mis pasos, fortaleciendo todos

mis propósitos.

A una persona que es muy especial para mi pues esta me escucho, me aconsejo

también me apoyo moralmente muchas veces. La confianza que ella me transmitió me ayudó

muchísimo. Ella estuvo conmigo desde que inicie este trabajo gracias Fenddy.

Y Principalmente a esta casa superior de estudio por habernos formado.

UDABOL

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AGRADECIMIENTO

Deseo expresar mis más sinceros agradecimientos a todas aquellas personas que de

una u otra forma colaboraron en la culminación satisfactoria de este proyecto.

Gracias a los docentes, al Ing. Ing. Limberth Rosado Uzeda (RNI - 24509)

tutor académico de este trabajo, por todo el tiempo dedicado en sus asesorías y por motivarme

a seguir sus pasos como profesional destacado en área de Ingeniería.

A mis amigos y colegas los, quienes generosamente me brindaron su apoyo en los

momentos cruciales de mis estudios de graduación.

A todos, muchas gracias...

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INDICE GENERAL

Pag.Lista de Figuras 11Lista de Tablas 12Lista de Símbolos 13CAPITULO I 15

1. Capítulo I. 171.1. Introducción. 17 1.2. Antecedentes. 17 1.3. Delimitación. 18 1.3.1. Límite Geográfico. 18 1.3.2. Límite Temporal. 18 1.3.3. Limite Sustantivo. 18 1.4. Planteamiento del Problema. 18 1.5. Formulación del Problema. 18 1.6. Sistematización del Problema y Abordaje de la Solución. 19 1.6.1. Desarrollo del Problema y Abordaje de la Solución. 19 1.7. Objetivos. 21 1.7.1. Objetivos Generales. 21 1.7.2. Objetivos Específicos. 21 1.8. Justificación. 21 1.8.1. Justificación Social. 21 1.8.2. Justificación Ambiental. 21 1.8.3. Justificación Económica. 22 1.8.4. Justificacion Personal. 22 1.9. Metodología. 22 1.9.1. Tipo de Estudio. 22 1.9.2. Método de Investigación. 22 1.9.3. Fuente de Investigación. 22 1.9.3.1. Primaria. 23 1.9.3.2. Secundaria. 23

1.9.4. Procedimiento Recolección y Tratamiento de Información.

23

CAPITULO II 242. Capitulo II. 25

2.1. Marco Teórico Conceptual. 25 2.2. Propiedad de los Fluidos. 25 2.2.1. Peso Molecular. 25 2.2.2. Gravedad Específica. 25 2.2.3. Factor de Compresibilidad. 26 2.2.4. Densidad. 27

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2.2.5. Densidad del Gas. 27 2.2.6. Densidad del Líquido. 28 2.2.7. Factor Volumétrico del Aceite (Bo). 2.2.8. Factor Volumétrico del Gas (Bg). 2.2.9. Factor Volumétrico Total. 2.2.10. Viscosidad del Gas. 2.2.11. Viscosidad del Petróleo. 2.2.12. Entalpia. 2.2.13. Balance de Energía. 2.2.14. Calculo de Fases. 2.2.15. Presión de Convergencia. 2.2.16. Poder Calorífico. 2.2.17. Definiciones. 2.3. Comportamiento del Flujo Multifasico en Tuberías. 2.3.1. Fundamentos de Flujos a Través de Tuberías. 2.3.1.1. Ecuación General de Energía. 2.3.2. Flujo Multifasico en Tuberías. 2.3.3. Conceptos y Ecuaciones Fundamentales. 2.3.3.1. Flujo Tipo Burbuja. 2.3.3.2. Flujo Intermitente Tipo Pistón. 2.3.3.3. Flujo Estratificado Suave. 2.3.3.4. Flujo Estratificado Ondulante. 2.3.3.5. Flujo Intermitente Tipo Tapón. 2.3.3.6. Flujo Descendente. 2.3.3.7. Flujo Anular. 2.3.3.8. Flujo Tipo disperso. 2.3.3.9. Patrones de Flujo. 2.3.3.10. Razón de Volumen In-Situ 2.3.3.11. Velocidades Superficiales. 2.3.3.12. Velocidad Real. 2.3.3.13. Densidad de la Mezcla de los Fluidos. 2.3.3.14. Gasto de Masa. 2.3.3.15. Viscosidad de la Mezcla. 2.3.4. Flujo Multifasico en Tuberías Horizontales. 2.3.5. Flujo Multifasico en Tuberías Inclinadas. 2.3.6. Beggs and Brill. 2.3.7. Conclusión Beggs and Brill. 2.3.8. Espesor de Tuberías. 2.3.8.1. Formula del Diseño de Tubería de Acero.

2.3.8.2. Limitaciones Tensión Mínima de Fluencia Especificada

2.4. Formación de Hidratos de Gas Natural. 2.4.1. Condiciones de Formación de Hidratos de Gas

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Natural.2.4.2. Calculo Manual de Temperatura de Formación de Hidratos.

2.4.2.1. Prevención Contra las Formaciones de Hidratos. 2.5. Determinación del Diámetro Mediante API 14E. 2.6. Válvulas. 2.6.1. Válvulas de Control. 2.6.2. Categorías de Válvulas. 2.6.2.1. Válvula tipo Globo. 2.6.2.2. Válvula tipo Compuerta. 2.7. Sistema de Separación. 2.7.1. Proceso de Separación de Fluidos. 2.7.2. Principales Zonas de Separación. 2.7.2.1. Separación Primaria. 2.7.2.2. Separación Secundaria. 2.7.2.3. Separación por Coalescencia.

2.7.3. Principios de la separación en el Diseño de Separadores.

2.7.3.1. Cantidad de Movimiento. 2.7.3.2. Asentamiento por Gravedad. 2.7.3.3. Coalescencia. 2.7.4. Funciones que debe cumplir un Separador. 2.7.5. Funciones de Operación de los Separadores. 2.7.6. Condiciones Mecánicas de los Separadores. 2.7.6.1. Primera Sección de Separación. 2.7.6.2. Sección de las Fuerzas Gravitacionales. 2.7.6.3. Sección de Extracción de Neblinas. 2.7.6.4. Sección de Acumulación de Líquidos. 2.7.7. Componentes Externos de un Separador. 2.7.8. Clasificación de los Separadores. 2.7.8.1. Separadores para Fluidos petroleros. 2.7.8.2. Separadores Gas- Líquido. 2.7.8.3. Separadores Gas- Petróleo. 2.7.8.4. Mecanismo de Separación. 2.7.8.5. Fundamento de los Diseño de Separadores. 2.7.8.6. Obtención de Flujo Petrolero.

2.7.9. Clasificación de los Separadores de los Fluidos Petroleros.

2.7.9.1. Separadores Bifásicos. 2.7.9.2. Separadores Trifásicos. 2.7.9.3. Separadores Tetrafásicos.

2.7.10. Clasificación de los Separadores según su Forma Geométrica.

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2.7.10.1. Separadores Verticales y Horizontales. 2.7.11. Ventajas y Desventajas de los Separadores. 2.7.12. Clasificación Industrial de los Separadores. 2.7.12.1. Separadores de Entrada. 2.7.12.2. Separadores en Serie. 2.7.12.3. Separadores Tipo Filtro. 2.7.12.4. Separadores Tipo Tanque de Venteo. 2.7.12.5. Separadores Convencionales. 2.7.12.6. Separadores de liberación Instantánea. 2.7.12.7. Separadores Tipo Pulmón. 2.7.12.8. Separadores Tipo Centrífugo. 2.7.12.9. Separadores Tipo Depuradores. 2.7.12.10. Tratadores Térmicos. 2.7.12.11. Torres de Destilación.

2.7.13. Parámetros que intervienen en el Diseño de los Separadores.

2.7.13.1. Deflectores. 2.7.13.2. Eliminadores de Neblina. 2.7.13.3. Rompe Vórtice. 2.7.13.4. Composición del Fluido que se va a Separar. 2.7.13.5. Presión y Temperatura de Operación. 2.7.13.6. Determinación del Factor de Compresibilidad. 2.7.14. Diseño de Separadores de Gas-Liquido.

2.7.14.1. Dispositivos Utilizados en el Diseño de Separadores Gas.

2.7.14.2. Sección de un Separador Bifásico. 2.7.14.3. Diseño de Separadores Bifásicos (Gas-Petróleo).

2.7.14.4. Dispositivos que Cambian la Cantidad de Movimiento.

2.7.14.5. Diseño de Separadores verticales y Horizontales. 2.7.15. Parámetros a Calcular en Separadores Verticales. 2.7.16. Parámetros a Calcular en Separadores horizontales.

2.7.17. Dimensiones de los Separadores Verticales y Horizontales.

2.7.18. Distancia de la salida del vapor a la malla metálica.2.7.19. Dimensiones de Orificios y Dispositivos de entrada y salida.

2.7.20. Fórmulas Utilizadas en el Diseño de los Separadores. 2.7.21. Separación por Etapas.

2.7.22. Cálculos de diseño de separadores Utilizando Simuladores.2.7.23. Diseño de Separadores Verticales y Horizontales Gas- petróleo:

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2.7.23.1. Velocidad Crítica. 2.7.23.2. Para un Separador Vertical. 2.7.23.3. Para un separador Horizontal. 2.7.23.4. Alternativas Posibles para La Velocidad Critica. 2.7.23.5. La Espuma como Agregado en los Separadores. 2.7.23.6. Métodos Químicos Rompimiento de la Espuma. 2.7.23.7. Determinación de la Tasa volumétrica del Gas. 2.7.24. Cálculo del Área Transversal del Separador. 2.7.25. Determinación del Diámetro Interno del Separador. 2.7.26. Tiempo de Retención del Líquido. 2.7.27. Velocidad de entrada en un Separador Vertical. 2.7.28. Determinación de la Longitud del Separador. 2.7.29. Proceso de separación Gas-Petróleo 2.7.30. Separación Gravimétrica.

2.7.31. Diseño de Separadores horizontales Gas-Petróleo-Agua.

2.7.32. Problemas de Operación de los Separadores. 2.7.33. Utilización de los modelos de Simulación.

2.7.34. Ecuaciones establecidas por la Norma PDVSA para el Diseño de Separadores Verticales.2.7.35. Ecuaciones establecidas por la Norma PDVSA para el Diseño de Separadores Horizontales.

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Página 10


LISTA DE FIGURAS

Figura 1 Comportamiento del Factor Volumétrico del Petróleo Volátil en función de la

Presión de Yacimiento a temperatura Constante........................................................32

Figura 2 Comportamiento del Factor Volumétrico del Gas en Función de la Presión del

Yacimiento a Temperatura Constante.......................................................................33

Figura 3 Comportamiento del Factor Total en Función de la Presión del Yacimiento a

Temperatura Constante...........................................................................................34

Figura 4 Procedimiento Practico para Determinar el Estado de una Muestra de Gas Natural a

Presión y Temperatura............................................................................................37

Figura 5 - Patrones de Flujo Horizontal...........................................................................46

Figura 6 - Patrones de Flujo Vertical...............................................................................47

Figura 7 Forma Esquemática de un Proceso de Coalescencia.............................................71

Figura 8 - Fuerzas que Intervienen en el Proceso de Separación.............................................

Figura 9 - Diagrama Esquemático de un Separador Destacando sus 4 Secciones Principales. 76

Figura 10 Secciones Principales de un Separador Horizontal.............................................76

Figura 11 Esquema de un Separador Bifásico Vertical......................................................82

Figura 12 Separador Bifásico Horizontal.........................................................................83

Figura 13 Diseño de un Separador Vertical, según Norma PDVSA....................................97

Figura 14 Separador Horizontal Gas-Petróleo-Agua.......................................................128

Página 11

Figura Página


LISTA DE TABLAS

Tabla 1 Clasificación del Petróleo en Base a su Densidad..................................................30

Tabla 2- Regímenes de Flujo..........................................................................................55

Tabla 3 Patrones de Flujo..........................................................................................................57

Tabla 4 Constantes Para Flujo Vertical e Inclinado...........................................................60

Tabla 5 Calculo de Factor Básico de Diseño....................................................................61

Tabla 6 Factor de Disminución de Temperatura...............................................................63

Tabla 7 Factor de Junta Longitudinal..............................................................................63

Tabla 8 Tipos de Hidratos..............................................................................................66

Tabla 9 Datos de Constantes.........................................................................................126

Tabla 10 Valores de Parámetros de Separadores.............................................................127

Tabla 11 Criterios para el diseño para Separadores Verticales y Horizontales....................137

Tabla 12 Niveles de Petróleo en un Separador Gas - Petróleo..........................................137

Página 12

Tabla Página


LISTA DE SÍMBOLOS

Bbl: Barril

Bbl/día: Barriles por día

BTU: British Thermal Unit, en ingles.

C1: Metano.

C2: Etano.

C2+: Etano y componentes más pesados.

C3: Propano.

C3+: Propano y componentes más pesados.

C4: Butano.

C4+: Butano y componentes más pesados.

C5: Pentano.

C5+: Pentano y componentes más pesados.

CO2: Dióxido de Carbono.

DFP: Diagrama de Flujo de Proceso.

DEG: Dietilénglicol

Ec: Ecuación

F: Grados Fahrenheit

GNL: Gas Natural Licuado

GLP: Gas Licuado de Petróleo

GPM: Galones de condensable por cada mil pies cúbicos de gas.

H2S: Sulfuro de Hidrógeno.

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H2O: Agua

J-T: Joule Thomson

Kg: Kilogramos.

KPa: Kilos Pascal

LB: Límite de Batería

Lb: libra

Lb/MMpcn: libras por millón de piés cúbicos a condiciones normales

psia: libras por pulgada cuadrada absoluta

psig: libras por pulgada cuadrada manométrica

MM: Millones

MMpcnd: Millones de pies cúbicos normales por día.

PEL: Planta de extracción de líquidos.

ft3: pié cúbico

Pcn: pies cúbicos normales

ppm: Partes por millón.

Sch: Schedule, en inglés.

TEG: Trietilénglicol

TM: Tonelada Métrica.

TMD: Tonelada Métrica por día.

hLA = entalpía de liquido saturado en punto A y de mezcla líquido-vapor en punto B,

Btu/lb

hLB = entalpía de líquido saturado en punto B. Btu/lb

hVB = entalpía de vapor saturado en punto C, Btu/lb

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hVD = entalpía de vapor sobrecalentado en punto D, Btu/lb

h’VD = entalpía isentrópica o de vapor sobrecalentado en punto D’, Btu/lb

X = fracción en peso

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CAPÍTULO I

INTRODUCCIÓN

“Adecuación del Sistema de Recolección en la línea de flujo – Campo Sirari”

1. CAPITULO I.

1.1. INTRODUCCIÓN.

En el presente estudio de grado se realizará desde el sistema de recolección salida de boca

de pozo hasta el ingreso a la planta de tratamiento de gas, abarcando desde la tubería de

producción transporte, dimensiones, condiciones de operación, diseño y adecuación de

equipos separadores y válvulas principales. Los procedimientos de cálculos estarán

basados en normas, simulaciones y criterios de prácticas de una buena ingeniería. Se

utilizara software especializado y cálculos manuales para corroborar los resultados que se

van a obtener.

1.2. ANTECEDENTES.

Y.P.F.B. Andina S.A. cuenta con el bloque boomerang que comprende los siguientes

campos Planta de Gas Víbora, Planta de Gas Yapacani, Planta de Gas Sirari, Batería los

Penocos y Batería Arroyo Negro en el norte del departamento a 250 km. al noroeste de

Santa Cruz.

En la planta Sirari se realiza el procesamiento de gas condensado que proviene

principalmente de pozos cercanos. Debido al tiempo de producción en dichos campos, los

pozos productores de gas condensado tienen una disminución de sus caudales, y esto lleva

consigo un incremento en la producción de agua y material sólido como ser arena gruesa,

arena fina, limo y otros.

Campo Sirari en la actualidad tiene contemplado incrementar la producción de sus campos

para ello ha contemplado realizar perforación e intervención de pozos nuevos y existentes

que serán intervenidos para realizar mayor profundización, teniendo como objetivo

alcanzar las formaciones Petaca, Yantata, Cajones, Sara e Iquiri (perteneciente al sistema

del Devónico). En este campo se tiene planificado perforar 3 pozos de doble terminación

siendo los siguientes:

SIR – 19: Pozo proveniente de la formación Devónico + Sara

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1.3. DELIMITACIÓN.

1.3.1. Límite Geográfico.

El proyecto de elaboración implica desde el desarrollo del sistema de producción hasta el

desarrollo de la ingeniería básica del sistema de recolección:

Departamento: Santa Cruz

Provincia: Cordillera

Campo: Sirari

Pozo : SIR – 19, SIR – 20 y SIR – 22 (todos de terminación doble)

Titular: YPFB

1.3.2. Límite Temporal.

El tiempo estimado para la realización del proyecto de grado abarcará entre 1er semestre

del año 2013.

1.3.3. Límite Sustantivo.

Para el desarrollo de este proyecto se tomara en cuenta los conocimientos adquiridos en la

universidad, también se consultaran documentos, textos, normas y procedimientos etc.

1.4. Planteamiento del Problema.

Es necesario diseñar el sistema de recolección y separación bajo condiciones óptimas y

llegue a la planta Sirari siendo adecuado un análisis económico rentable.

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1.5. Formulación del Problema.

¿Se logrará desarrollar la ingeniería para la producción y la recolección bajo la mejor

condición y llegar a tener la mejor rentabilidad económica?

1.6. SISTEMATIZACIÓN DEL PROBLEMA Y ABORDAJE DE LA SOLUCION.

Al tratarse el presente estudio de grado que propone la solución de un problema, cuyas

teorías técnicas de desarrollo se encuentran totalmente definidas y establecidas, se procede

en la sistematización del problema utilizando el método que emplea la relación CAUSA Y

EFECTO y posteriormente se aborda la solución mediante la relación ACCION

1.6.1. Desarrollo del problema y Abordaje de la Solución.

Problema.

Causas.

Se requiere implementar el sistema de recolección.

Posibilidad de Formación de hidratos.

Arreglo de facilidades de superficie (Separadores y válvulas).

Efectos.

No hay un ducto por donde se pueda producir los hidrocarburos.

Taponamiento de líneas de transporte o procesamiento del gas natural.

No hay un sistema de separación.

Solución.

Acción.

Diseño de la(s) línea(s) de recolección.

Establecer las condiciones de transporte.

Diseño de las facilidades de superficie (líneas, válvulas y separadores).

Finalidad.

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Tener un ducto para recolectar la producción de los pozos.

Establecer las condiciones en función del diámetro para un transporte

adecuado.

La conexión de las líneas de recolección al colector y al sistema de separación.

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DIAGRAMA DE CAUSA Y EFECTO

A1

Diseñar la línea

de recolección.

A2

Condiciones de

transporte.

A3

Diseño de

facilidades.

SOLUCION

Diseño de facilidades de superficie y

líneas de recolección que sea

económicamente rentable.

F3

Conectar el pozo

con la línea

F2

Establecer los

diámetros .

F1

Tener un ducto

para recolectar la.

C1

Falta de línea de

recolección.

C2

Formación de

hidratos.

C3

Falta de

facilidades de.

PROBLEMA

Pozo no produce por falta de un

Sistema de Producción.

E3

No hay conexión

entre el pozo y la

E2

Taponamiento de

las líneas de.

E1

No hay ducto por

donde producir.


1.7. OBJETIVOS.

1.7.1. Objetivo General.

Desarrollo de la ingeniería básica del sistema de recolección de los pozos SIR 19,20 y 22;

desde boca de pozo hasta el colector y el sistema de separación en planta de Sirari.

1.7.2. Objetivo Específicos.

Los objetivos específicos serán:

Seleccionar el diámetro óptimo para el transporte de los Hidrocarburos.

Diseño mecánico para el ducto proyectado.

Simulación Hidráulica de la Tubería en las condiciones críticas en verano y

invierno

Estudiar la posibilidad de formación de Hidratos y establecer las condiciones

mínimas de operación.

Realizar el diseño óptimo del Separador.

1.8. JUSTIFICACION

1.8.1. Justificación Social.

El Incremento de la producción de hidrocarburos genera de manera directa mayores ingresos

económicos para el país. Beneficiando en forma directa a los sectores más desprotegidos y

vulnerables de la sociedad.

1.8.2. Justificación Ambiental.

Se tomará en cuenta todas las leyes ambientales para evitar cualquier problema ambiental.

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1.8.3. Justificación Económica.

El incremento de la producción de hidrocarburo deberá estar en función de un sistema óptimo

de producción, conjuntamente las facilidades de superficie deberá generar las mejores

condiciones de generación de recursos económicos.

1.8.4. Justificación Personal.

El presente proyecto de grado me permitirá aplicar el conocimiento adquirido en el transcurso

de mi educación superior y asimismo lograr obtener el título de ingeniero en gas y petróleo.

1.9. METODOLOGÍA.

Los métodos de investigación que se utilizaran en el presente proyecto son de recopilación y

aplicación de información usada en el rubro petrolero, observación directa, entrevistas, las

cuales están enfocadas a completar la información necesaria para la elaboración del presente

proyecto.

1.9.1. Tipo de Estudio.

El estudio es de tipo no experimental porque no se manipula ninguna variable la investigación

que se realiza es algo concreto en base a métodos de cálculo. Siendo descriptivo porque aplica

los conceptos y conocimientos que ya se tienen acerca de las características del pozo y

facilidades de producción que vamos a aplicar. Es de tipo transaccionales transversal porque

los datos que se recolectan son en un solo tiempo.

1.9.2. Método de Investigación.

Deductivo.- se investigara todo lo referente al proceso de hidrocarburos

Analítico.- tratamos de descomponer toda la investigación por partes para realizar

la investigación de acuerdo a cada etapa.

1.9.3. Fuentes de Información.

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1.9.3.1. Primaria.

Entrevistas a los ingenieros de YPFB. Para tener conocimiento de las condiciones del pozo

y de qué condiciones va a contar la futura planta.

Solicitud de datos de los pozos SIR-19, 20 y 22, del campo Sirari. Dicha solicitud se

realizó a personal del Área de Ingeniería YPFB.

1.9.3.2. Secundaria.

Bibliografía de textos que estén relacionados con el tema en estudio.

Internet de todas las páginas que tengan alguna relación con el perfil.

Revistas y artículos que nos puedan brindar alguna ayuda con el tema.

1.9.4. Procedimientos para la Recolección y Tratamiento de la Información.

Procedimientos para la recolección de Datos:

Bibliografía se consultaran textos relacionados con el tema en estudio. Como por ejemplo:

Procesos del gas natural.

Flujo multifásico.

Diseño de Separadores.

Y textos que nos brinden ayuda con el tema.

Se realizaran entrevistas a ingenieros que tengan conocimiento del tema.

Se solicitara ayuda a YPFB la cual es la operadora de este campo donde se encuentra los

pozos de Sirari.

Tratamiento de la Información.

Verificación de la información de la formación y pozos a estudiar.

La información obtenida se clasificara al estudio de cada etapa.

Se utilizara la información del pozo y las condiciones del terreno para realizar los cálculos

que se requieren (líneas, equipos y válvulas).

Evaluación económica del proyecto utilizando costos y pronósticos de producción.

Página 24


CAPITULO II

MARCO TEÓRICO

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2. MARCO TEÓRICO.

2.1. MARCO TEÓRICO CONCEPTUAL.

2.2. PROPIEDADES DE LOS FLUIDOS.

Las propiedades de los fluidos varían conforme cambia la presión y la temperatura, la mayoría

de estas propiedades deben ser evaluadas por la ingeniería de producción.

El cálculo del gradiente de presión en un sistema de tuberías con dos o más fases fluyendo,

requiere de la predicción de propiedades de los fluidos como el gas disuelto, los factores de

formación, compresibilidad, la viscosidad en distintos puntos de la tubería.

A continuación daremos algunas definiciones de las propiedades de los fluidos, así como

algunos conceptos básicos empleados en relación con dichas propiedades.

2.2.1. Peso Molecular.

El peso molecular se define como el peso de una molécula, siendo calculada al sumar los

pesos atómicos de los átomos que la forman. También se define como la masa molecular.

El peso molecular de un gas natural se calcula con la siguiente ecuación:

M w=∑i=1

n

yi∗M wi ,lb / lbmol……………. Ec. 2.1

Dónde:

Mw : Peso molecular, adimensional.

Yi: Fracción molar.

2.2.2. Gravedad Específica.

La gravedad específica del gas se define como la razón de la densidad del gas a la densidad del

aire, ambas medidas a las mismas condiciones de presión y temperatura. Como la gravedad del

gas se mide generalmente a condiciones normales (14.7 psia y 60 °F), tanto el gas como el aire

se comportan como gases ideales y se puede calcular de la siguiente manera:

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γ gas=Mwgas

Mwaire……………..Ec. 2.2

ρH 2 O=62 ,4 lb / ft3 Mwaire=28 , 9625lb / lbmol

2.2.3. Factor de Compresibilidad.

Se denomina también factor de desviación o factor de supe compresibilidad. Es un factor que

se introduce en la ley de los gases ideales para tomar en cuenta la desviación que experimenta

un gas real con respecto a un gas ideal, siendo la ecuación referida:

p .V=ZnR (T +460 ) ........................Ec. 2.3

Dónde:

Z = Factor de compresibilidad.

R = Constante universal de los gases, 10.71 (pies/mole-oR).

n = Número de moles de gas, (lb-mol).

p = Presión, psia.

V = Volumen (pies3).

T = Temperatura, oF.

El factor de compresibilidad está afectado por presión, temperatura y composición del gas, y

varía por lo general entre 0,6 y 1,2; 1.00 representa el comportamiento ideal.

El valor de Z, para diferentes gases ha sido determinado en base al Teorema de los Estados

Correspondientes, el cual estable que; a las mismas condiciones de presión y temperatura

pseudoreducidas, todos los gases tienen el mismo factor de compresibilidad Z.

Según el método de Kay, la presión y temperatura pseudocríticas están dadas por:

PscM=∑i=1

n

y i∗Pci , psia ………..Ec. 2.4

T scM=∑i=1

n

y i∗T ci ,⁰ F ………..…Ec 2.5

Psr=P

P scM ……...…. Ec. 2.6

Página 27


T sr=T

T scM …………..Ec. 2.7

z=A+ 1−Aexp (B)

+C psrD………………….Ec 2.8

Dónde:

A=1,39∗(T sr−0,92 )0,5−0,36∗T sr−0,10 B=(0,62−0,23∗T sr )∗P sr+[ 0,066T sr−0,86

−0,037]∗Psr2+ 0,032

109 (T sr−1 )

∗Psr6 C=0,0132−0,32∗log(T¿¿ sr )¿

D=antilog (0,3106−0,49∗T sr+0,1824∗T sr2 )

El método no es válido para temperaturas pseudocríticas fuera del rango de 1,2 a 2,4.

2.2.4. Densidad.

Es una magnitud referida a la cantidad de masa contenida en un determinado volumen, y

puede utilizarse en términos absolutos o relativos. La densidad o densidad absoluta

expresa la masa por unidad de volumen.

2.2.5. Densidad del gas.

La densidad del gas natural se puede calcular con la ecuación del gas PV=ZnRT, pero con su

derivación para unidades de campo:

ρg=2,70∗P∗γ g

Z∗T,lb / ft3 ……. Ec. 2.9

Dónde:

P: Presión del fluido, psi.

Z: Factor de compresibilidad, adimensional.

T: Temperatura del fluido, T.

Υg: Gravedad especifica del gas.

Página 28


2.2.6. Densidad del líquido.

El cálculo de la densidad del gas saturado y mezclas de hidrocarburos líquidos fue presentando

por Standing y Katz. El método básico para componentes pesados a condiciones estándar, la

misma se determina a partir del análisis flash.

En la práctica común, el aceite crudo se clasifica de acuerdo a su peso específico, y es

expresado en una escala normalizada por el Instituto Estadounidense del Petróleo (American

Petroleum Institute). Esta escala es llamada densidad API, o comúnmente conocida como

grados API (°API). La densidad en °API está definida como:

API=( 141.5γO

)−131.5……..Ec.2.10

Dónde:

γo = densidad relativa del aceite a condiciones estándar.

Tabla 1 Clasificación del Petróleo en Base a su Densidad

Fuente: “Reporte YPFB - Transporte de Hidrocarburos por Ductos”

Densidad de un gas.- Es el peso molecular por unidad de volumen de un gas a ciertas

condiciones de presión y temperatura. En unidades de campo la densidad del gas se expresa

normalmente en lbm / pie3.

Densidad relativa de un gas.- Es el cociente del peso molecular por unidad de volumen de un

gas entre el peso molecular por unidad de volumen del aire, ambos tomados a las mismas

condiciones de temperatura y presión, y considerando la densidad del aire como 1 atm.

Página 29


Densidad relativa de un líquido.- Es el cociente de la densidad del líquido con respecto a la

densidad del agua, ambos tomados a las mismas condiciones de temperatura y presión. La

densidad del agua es aproximadamente de 1 gr/cm3.

Encogimiento.- Es la disminución de volumen que experimenta una fase líquida por efecto de

la liberación del gas disuelto y por su contracción térmica. El factor de encogimiento es el

recíproco del factor del volumen.

2.2.7. Factor Volumétrico del Aceite (Bo).

Es el volumen que ocupa un barril de aceite con su gas disuelto a condiciones de yacimiento

(presión y temperatura del yacimiento) por cada volumen que ocupa un barril a condiciones

estándar. Esta es una medida del encogimiento volumétrico del aceite del yacimiento a

condiciones de superficie.

Bo=(V o ) pT

(V o )c . s ……………………Ec. 2.11

Dónde:

Bo= factor de volumen del petróleo.

(V o ) pT = volumen de petróleo a condiciones de yacimiento.

(V o )c . s = volumen d petróleo a condiciones estándar.

Figura 1. Comportamiento del Factor Volumétrico del Petróleo Volátil en

función de la Presión de Yacimiento a temperatura Constante

Página 30


Fuente: “Transporte de Hidrocarburos por Ductos – Carlos Banzer”

En la figura1 el Bo incrementa continuamente al incrementar la presión, (entre más gas

disuelto tenga en el aceite más se incrementa el Bo) hasta que la presión llega a la presión de

saturación. Mientras a presión se incrementa arriba de la presión de saturación, el aceite deja

de disolver más gas y el Bo decrece debido a la compresibilidad del líquido.

2.2.8. Factor Volumétrico del Gas (Bg).

Se define como el volumen que ocupa un pie3 de gas medido a condiciones de yacimiento por

cada pie3 de gas medido a condiciones estándar. La expresión matemática del Bg es:

Bg=(V g ) pT

(V g )c . s …………Ec. 2.12

Dónde:

Bg= factor de volumen del gas.

(V g ) pT = volumen del gas a condiciones de yacimiento.

(V g )c . s = volumen del gas a condiciones estándar.

Figura 2. Comportamiento del Factor Volumétrico del Gas en Función de la Presión del

Yacimiento a Temperatura Constante

Página 31



2.2.9. Factor Volumétrico Total.

También llamado factor de volumétrico de las dos fases, es decir, cuando la presión está por

debajo de la presión de burbujeo. El Bt, a diferencia del Bo, considera también el gas que se

liberó en el yacimiento al bajar la presión por debajo de la presión de burbujeo.

La ecuación que representa al Bt es:

Bt=Bo+Bg (Rsb−R s )……………….Ec.2.13

Dónde:

Bo = factor de volumen del aceite a una presión menor a la pb, en bl. a c.y. /[email protected]

Bg = factor de volumen del gas, en [email protected]. / pies3 @c.s.

Rsb = relación de solubilidad a la presión de burbujeo, en pies3 @c.s. / [email protected].

Rs = relación de solubilidad a una presión menor a la pb, en pies3 @c.s. / [email protected].

Al analizar la ecuación podemos observar que al restar la Rsb de la Rs nos da la cantidad de

gas liberado en el yacimiento debido a la disminución de la presión y se multiplica por el

factor de volumen del gas para que ese gas liberado este a condiciones de yacimiento.

Página 32

mailto:[email protected]

mailto:bl.%20a%20c.y


La figura 3. Nos muestra la comparación del factor de volumen total con el factor de volumen

del aceite. Los dos factores de volumen son idénticos cuando se encuentran arriba de la

presión de burbujeo, ya que no se ha liberado gas todavía; la diferencia ocurre cuando la

presión disminuye por debajo de la pb, y es debido a que el Bt si considera el gas que ha sido

liberado del aceite en el yacimiento, por lo cual el Bt aumenta.

Figura 3. Comportamiento del Factor Total en Función de la Presión del Yacimiento a

Temperatura Constante


2.2.10. Viscosidad del Gas.

Con la correlación de Lee, A.L., González, M.H. y Eakin, B.E., que abarcó un rango de

temperatura entre 100 y 340 ⁰F y presiones entre 100 y 8.000 psia se puede calcular la

viscosidad de un gas natural de la siguiente manera.

Página 33


μg=K∗exp (X∗ρg

γ)104 , cp…………………Ec.2.14

Dónde:

K=(9,4+0,02∗M )∗T 1,5

209+19∗M+T

X=3,5+ 986T+0,01∗M

Y=2,4−0,02∗X

ρg=1,4935 x10−3∗P∗Mw

z∗T, lb / ft3

2.2.11. Viscosidad del Petróleo.

La viscosidad es una medida de la resistencia al flujo ejercida por un fluido, y sus unidades

usualmente son los cent poise. La viscosidad, como otras propiedades físicas de los líquidos,

es afectada por la presión y la temperatura. Un incremento en la temperatura causa una

disminución en la viscosidad. Una disminución en la presión ocasiona una disminución en la

viscosidad, con la condición de que el único efecto de la presión es comprimir el líquido. En

los yacimientos de aceite la viscosidad también se ve afectada, debido a que una disminución

en la cantidad de gas en solución en el aceite causa un aumento de la viscosidad de aceite, y

por supuesto, la cantidad de gas en solución está en función directa de la presión.

2.2.12. Entalpía.

Los cuadros de entalpía total que se muestran en el Anexo 2 (Entalpías de mezclas), ofrecen

una manera rápida de cálculo de la variación de entalpía. Estos pueden ser usados en lugar de

entrar en detalle de cálculo de la entalpía de mezclas. Los cuadros manejan un rango de

composición, presión y temperatura encontrado en la mayoría de los sistemas de gas. Los

cuadros de entalpía total, fueron desarrollados a partir de resultados de sintetizar una mezcla

Página 34


binaria de componentes puros, normalmente hidrocarburos Parafínicos yendo de pesados a

ligeros en cuanto a peso de moles indicados.

Los cálculos fueron llevados a cabo por un programa de computadora, el cual interpola entre

valores adyacentes de los valores tabulados de entalpía reportados por Curl y Pitzer. Siendo

válido el proceder a una interpolación entre los valores obtenidos por las presiones externas,

para encontrar así a la Presión, temperatura y peso molecular deseado.

2.2.13. Balance de Energía.

Para el cruce de dos corrientes o más, es necesario realizar un balance de energía para

poder encontrar de esta manera las condiciones a las que resultará esta mezcla, para ello se

necesitan conocer las presiones, temperaturas, pesos moleculares y flujos molares de cada

corriente. Primero se procede a calcular la entalpía de cada corriente (como se vio en el

anterior punto) a determinadas condiciones y luego a él siguiente balance:

H 3=n1∗H 1∗Mw1+n2∗H 2∗Mw2

n3

, Btu/ lbmol……………………Ec. 2.15

n3=n1+n2 ,lbmol /hr

De esta manera, obtenemos la entalpía de la mezcla, así conociendo la presión de salida.

2.2.14. Calculo de Fases.

Con la finalidad de ejecutar los cálculos de fases o cálculos “flash”, se desarrollaron las

siguientes correlaciones.

Figura 4. Procedimiento Práctico para Determinar el Estado de una Muestra de Gas

Natural a Presión y Temperatura

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Fuente: “Ingeniería de Yacimientos Petrolíferos”. Ediciones Omega. Barcelona.1965.

La zona dentro de la envolvente de fases muestran que el gas se encuentra en dos

fases: líquido y gas.

La zona a la derecha de la envolvente de fases muestra que el gas se encuentra como

gas solamente.

La zona a la izquierda de la envolvente de fases muestra que el gas están en estado

líquido.

La línea a la izquierda del punto crítico muestra los puntos de saturación de burbuja, es

decir cuando aparece la primera burbuja de gas.

La línea a la derecha del punto crítico muestra los puntos de saturación de rocío, es

decir cuando aparece la primera gota de líquido.

Página 36


Entonces para encontrar el porcentaje de Vapor y de Líquido de una mezcla, se

procede al cálculo con las siguientes Ecuaciones:

L+V=1,0………………Ec.2.16

K i=Y i

X i…………………………..Ec.2.17

∑i=1

n

X i=¿∑i=1

n Z i

L+V∗K i

=1,0¿…………..Ec.2.18

Se procede primeramente a la lectura de las constantes de equilibrio Ki (@presión y

Temperatura), del Anexo 1 (Constantes de Equilibrio), luego se da un estimativo para un valor

de V (entre 0 y 1), y se calcula el Xi para cada componente y finalmente se halla la sumatoria

de los Xi, tratando de coincidir con 1, haciendo variar el valor de V. Las constantes de

Equilibrio se las puede obtener leyendo a determinada presión de Convergencia del Anexo 1

(Constantes de Equilibrio).

2.2.15. Presión de convergencia.

La presión de Convergencia, es el punto aparente en el cual las Constantes de Equilibrio Ki a

distintas temperaturas y determinada presión tienden a 1.

De acuerdo a correlaciones de aproximaciones, el método de Hadden-Grasson, permite,

obtener datos iterativos y estimativos de fracción de vapor (V), de acuerdo a la siguiente

ecuación:

∑i=1

n

Vn= Zi∗Ki−1V∗(Ki−1 )+1

=0……………………Ec. 2.19

Donde las Ki (constantes de equilibrios), deben ser leídas a una determinada presión de

Convergencia (Pk), y luego una vez encontrado el valor de V, se debe proceder a la

Página 37


verificación de que la Pk asumida haya sido la correcta. Para ello, con la Temperatura

pseudocrítica de la fase líquida, se entra a la gráfica de “Presiones de convergencia para

hidrocarburos”, del Anexo 1 al final de las gráficas de constantes de equilibrio, y se verifica

que Pk asumida ≈ Pk obtenida, de no ser así (Pk asumida ≠ Pk obtenida), se debe elegir este

nueva Pk obtenida, y leer nuevamente las constantes de equilibrio, y hacer todo el

procedimiento iterativamente de nuevo hasta que Pk asumida ≈ Pk, sabiendo de esta manera

que las constantes de equilibrio son las correctas.

2.2.16. Poder Calorífico.

El valor de del poder calorífico de una mezcla de gas natural puede ser calculado cuando un

análisis composicional de la mezcla está disponible. El poder calorífico está definido como la

energía total transferida en calor en una combustión ideal de una reacción a temperatura y

presión estándar en la cual toda el agua formada parece líquida. El valor del poder calorífico

puede ser calculado por unidad de volumen de un gas ideal, o por unidad de volumen de un

gas real con la Ec. 1.22 y la Tabla 1-2:

H v=∑ y i∗H vi, Btu/ ft3………….Ec. 2.20

2.2.17. Definiciones

Mol.- Es el peso molecular de cualquier sustancia. Por ejemplo el peso molecular del

metano es de 16.04 lb = 1 lb-mole. En igual forma 16.04 gr = 1 gr-mole del metano.

Una mole-lb de un gas ocupa 379 pies3 a condiciones estándar.

Presión de vapor.- Es la presión que ejerce el vapor de una sustancia cuando ésta y su

vapor están en equilibrio. El equilibrio se establece cuando el ritmo de evaporación de

la sustancia es igual al ritmo de condensación de su vapor.

Presión de vapor Reid.- Es la medida de la presión de vapor de una muestra a 100 oF,

en una celda especial, y siguiendo la norma de evaluación así denominada.

Relación de solubilidad ( Rs ).- La relación de solubilidad se define como el volumen

de gas disuelto en un barril de aceite a condiciones estándar. La Rs aumenta cuando se

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incrementa la presión hasta llegar a la presión de burbujeo del aceite, arriba de ese

punto la Rs se mantiene constante, donde el aceite también es llamado bajo saturado

(arriba de la presión de saturación). En el proceso de separación flash (instantánea), el

gas liberado del aceite en la celda PVT durante la declinación de la presión permanece

en contacto con el aceite del cual fue liberado, lo que es una diferencia del proceso de

separación diferencial, y es considerado como más representativo del proceso de

separación experimentado en el sistema de flujo del yacimiento; esto es debido a que la

alta transmisibilidad del gas hace un flujo más rápido del gas, dejando atrás el aceite

del cual fue liberado.

Separación diferencial o liberación de gas diferencial.- Es un proceso en el cual se

separa gas que fue liberado del aceite como resultado de un cambio en la presión o la

temperatura, con un retiro continuo del gas que se encuentra en contacto con el aceite,

en el que se encontraba disuelto, antes de establecer un equilibrio con la fase líquida.

Por lo tanto, durante este proceso la composición del sistema varía continuamente.

Tensión Superficial (σ).- Es la tendencia de un líquido a ofrecer la mínima superficie

libre, es decir, la superficie líquida en contacto con un gas tiende a contraerse. Es una

medida del inequilibrio en las fuerzas moleculares interfaciales para dos fases en

contacto. En el flujo multifásico en tuberías los valores de la tensión superficial o

interfacial, gas-líquido y líquido-líquido, son usados para determinar los patrones de

flujo y colgamiento de líquido.

2.3. COMPORTAMIENTO DEL FLUJO MULTIFÁSICO EN TUBERIAS.

El comportamiento del flujo multifásico en tuberías se considera a través de correlaciones de

flujo multifásico tanto horizontales como verticales que permiten estimar las pérdidas de

energía a lo largo de la tubería que transporta el caudal de producción. A continuación se

presenta un resumen de las ecuaciones generales utilizadas para obtener el perfil de presiones

tanto en la línea de flujo en superficie como en la tubería de producción en el pozo.

2.3.1. Fundamentos de Flujo a Través de Tuberías

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2.3.1.1. Ecuación General de Energía.

La ecuación general que gobierna el flujo de fluido a través de una tubería, se obtiene a partir

de un balance macroscópico de la energía asociada a la unidad de masa de un fluido, que pasa

a través de un elemento aislado del sistema.

De acuerdo con la ley de la conservación de la energía:

E1+∆W f+∆ W s=E2………….Ec.2.21

Dónde:

ΔW f=¿ Pérdidas de energía por fricción. Estas pérdidas corresponden a la fricción interna del

fluido (viscosidad) y a la fricción del fluido con las paredes rugosas de la tubería.

ΔW s=¿ Pérdidas de energía por trabajo externo

E1 = Energía por unidad de masa, en la posición uno

E2 = Energía por unidad de masa, en la posición dos

(∆ p∆ L )T=(

∆ p∆ L )ac

+(∆ p∆ L )f+(

∆ p∆ L )e……………Ec.2.22

Dónde:

(∆ p∆ L )T=gradiente de presiontotal

(∆ p∆ L )ac

=gradiente de presió n por aceleraci ó n

(∆ p∆ L )f=gradiente de presió n por fricci ó n

(∆ p∆ L )e=gradiente de presió n por elevaci ó n

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2.3.2. Flujo Multifásico en tuberías.

El flujo Multifásico en tuberías es definido como el movimiento concurrente de gases libres y

líquidos en las tuberías y ductos, los cuales pueden existir dentro de la tubería en una forma

homogénea, en baches de líquidos con gases empujándolo, o pueden ir viajando paralelamente

uno con otro, entre otras combinaciones que se puedan presentar.

El flujo Multifásico involucra un gran número de variables, entre las cuales se encuentran los

gastos de flujo, las propiedades físicas, los diámetros y ángulo de inclinación de las tuberías.

El problema se complica a causa de la presencia de muchos procesos como el deslizamiento

entre fases, los patrones de flujo, el movimiento en la interface del gas-liquido y la posible

transferencia de calor y masa.

Algunas de las aplicaciones más importantes del cálculo de las caídas de presión en la tubería

son:

Minimizar las pérdidas de energía en el flujo de fluido del pozo a la superficie.

Determinar el diámetro apropiado de la tubería de producción

Obtener el diseño apropiado de las instalaciones del sistema artificial de

producción.

Determinar el diámetro y longitud adecuado de la tubería horizontal que

transporta los fluidos de la cabeza del pozo a las baterías de separación.

Las correlaciones más comúnmente usadas y que fueron desarrollados experimentalmente para

determinar las gradientes de presión cuando fluyen simultáneamente petróleo, gas y agua en

tuberías, son los siguientes:

Eaton, Oliemans

Taitel and Dukler

Poettman y Carpenter

Baxendell y Thomas

Duns y Ros

Página 41


Hagedorn y Brown

Orkiszewski

Azis, Govier y Fogarasi

Beggs y Brill

Todos ellos fueron desarrollados para tratar de representar lo más posible, al comportamiento

del flujo multifásico en tuberías verticales o inclinadas. (Determinación de gradiente de

presión).

Dentro de las ecuaciones más adecuadas a ser empleadas son:

Para fluidos multifásico en flujo vertical la ecuación de Hagedorn & Brown.

Para fluidos multifásico en flujo horizontal la ecuación de Beggs & Brill.

2.3.3. Conceptos y Ecuaciones Fundamentales.

Se definen siete regímenes principales de flujo para describir el flujo en una tubería horizontal

o ligeramente inclinada. Estos regímenes se describen abajo en orden creciente de velocidad

del vapor. En los esquemas mostrados la dirección del flujo es de izquierda a derecha.

2.3.3.1. Flujo Tipo Burbuja.

El líquido ocupa el volumen de la sección transversal y el flujo de vapor forma burbujas a lo

largo del tope de la tubería. Las velocidades del vapor y el líquido son aproximadamente

iguales. Si las burbujas tienden a dispersarse a través del líquido, esto se llama algunas veces

flujo tipo espuma. En el flujo ascendente las burbujas retienen su identidad en un rango más

amplio de condiciones. En el flujo descendente el comportamiento se desplaza en la dirección

del flujo tipo pistón.

2.3.3.2. Flujo Intermitente Tipo Pistón.

Al aumentar el vapor, las burbujas se unen y se forman secciones alternadas de vapor y

líquido a lo largo del tope de la tubería con una fase líquida continua remanente en el fondo.

Página 42


En una orientación ascendente, el comportamiento es desplazado en la dirección del flujo tipo

burbuja; si el flujo es descendente se favorece el flujo estratificado.

2.3.3.3. Flujo Estratificado Suave.

Como el flujo de vapor continúa incrementando, los tapones de vapor tienden a una fase

continua. El vapor fluye a lo largo del tope de la tubería y el líquido fluye a lo largo del fondo.

La interfase entre fases es relativamente suave y la fracción ocupada por cada fase permanece

constante. En flujo ascendente, flujo tipo estratificado ocurre raramente favoreciendo el flujo

ondulante. En flujo descendente, el flujo estratificado es favorecido, siempre y cuando la

inclinación no sea demasiado pronunciada.

2.3.3.4. Flujo Estratificado Ondulante.

Como el flujo de vapor aumenta aún más, el vapor se mueve apreciablemente más rápido que

el líquido y la fricción resultante en la interface forma olas de líquido. La amplitud de las olas

se incrementa con el aumento del flujo de vapor. El flujo ondulante puede ocurrir hacia arriba,

pero en un rango de condiciones más restringido que en una tubería horizontal. Hacia abajo,

las olas son más moderadas para un determinado flujo de vapor y en la transición a flujo tipo

tapón, si es que ocurre, tiene lugar a caudales más altos que en la tubería horizontal.

2.3.3.5. Flujo Intermitente Tipo Tapón.

Cuando el flujo de vapor alcanza cierto valor crítico, las crestas de las olas de líquido tocan el

tope de la tubería y forman tapones espumosos. La velocidad de estos tapones es mayor que la

velocidad promedio de líquido. En la estructura del tapón de vapor, el líquido es presionado de

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manera que el vapor ocupe la mayor parte del área de flujo en ese punto. En flujo ascendente,

el flujo tipo tapón comienza a caudales de vapor más bajos que en las tuberías horizontales.

2.3.3.6. En flujo descendente.

Se necesitan caudales de vapor más altos que en tuberías horizontales para establecer el flujo

tipo tapón y el comportamiento se desplaza hacia el flujo anular. Ya que el flujo tipo tapón

puede producir pulsaciones y vibraciones en codos, válvulas y otras restricciones de flujo,

debe ser evitado en lo posible

2.3.3.7. Flujo Anular.

El líquido fluye como una película anular de espesor variable a lo largo de la pared, mientras

que el vapor fluye como un núcleo a alta velocidad en el centro. Hay gran cantidad de

deslizamiento entre las fases. Parte del líquido es extraído fuera de la película por el vapor y

llevado al centro como gotas arrastradas. La película anular en la pared es más espesa en el

fondo que en el tope de la tubería y esta diferencia decrece al distanciarse de las condiciones

de flujo de tipo tapón corriente abajo de los codos, la mayor parte del líquido se moverá hacia

el lado de la pared externa. En flujo anular Los efectos de caída de presión y momento

sobrepasan los de gravedad, por lo tanto la orientación de la tubería y la dirección del flujo

tienen menos influencia que en los regímenes anteriores. El flujo anular es un régimen muy

estable. Por esta razón y debido a que la transferencia de masa vapor–líquido es favorecida,

este régimen de flujo es ventajoso para algunas reacciones químicas.

2.3.3.8. Flujo Tipo Disperso.

(También conocido como flujo tipo roció) – Cuando la velocidad del vapor en flujo anular se

hace lo suficientemente alta, toda la película de líquido se separa de la pared y es llevada por

el vapor como gotas arrastradas. Este régimen de flujo es casi completamente independiente

de la orientación de la tubería o de la dirección del flujo.

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2.3.3.9. Patrones de flujo.

Es evidente que al fluir dos fases simultáneamente, los principales patrones de flujo son:

Figura 5: Patrones de Flujo Horizontal

Fuente: “Handbook Flujo Multifasico en Tuberías”. 2004

Figura 6: Patrones de Flujo Vertical

Fuente: “Handbook Flujo Multifasico en Tuberías”. 2004

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Las figuras 5 y 6 muestran los diferentes patrones de flujo observados en tuberías horizontales

y verticales, por Beggs y Orkiszewsky, respectivamente, en sus trabajos experimentales.

2.3.3.10. Razón de Volumen In-Situ (HOLD-UP).

Se define como la relación entre el volumen de líquido existente en una sección de tubería a

las condiciones de flujo, y el volumen de sección aludida. Esta relación de volúmenes depende

de la cantidad de líquido y gas que fluyen simultáneamente en la tubería. Generalmente, la

velocidad con la que fluye el gas es diferente de la velocidad con la que fluye el líquido,

propiciando un resbalamiento entre las fases. El termino resbalamiento se usa para describir el

fenómeno natural de flujo a mayor velocidad de una de las dos fases. Las causas de este

fenómeno son diversas. La resistencia al flujo por fricción es mucho menor en la fase gaseosa

que en la fase liquida. La diferencia de compresibilidades entre gas y el líquido, hace que el

gas en expansión viaje a mayor velocidad que el líquido. Cuando el flujo es ascendente o

descendente, actúa la segregación gravitacional ocasionando que el líquido viaje a menor

velocidad que el gas, para el primer caso, y a mayor velocidad para el segundo caso. Para

calcular las pérdidas de presión por elevación, es necesario predecir con precisión el HOLD-

UP considerando el resbalamiento entre las fases.

γ L=V L

V P

………….Ec.2.22

Dónde:

γ L = Colgamiento del líquido.

VL = Volumen de líquido en la sección de tubería.

VP = Volumen de la sección de la tubería.

Con frecuencia en los cálculos de gradientes de fase multifásico, es HOLDUP sin

resbalamiento. Se define en la misma forma que el HOLDUP se calcula a partir de las

condiciones de presión y temperatura de flujo existentes considerando las producciones

obtenidas en la superficie.

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λ=q ' L

q 'L+q ' g……………Ec.2.23

Dónde:

λ= Colgamiento sin resbalamiento.

q 'L= gasto del líquido a condiciones de escurrimiento.

q ' g= gasto del gas a condiciones de escurrimiento.

2.3.3.11. Velocidades superficiales.

Es la velocidad que tendría cualquiera de las fases si ocupara toda la tubería. Se define por las

siguientes expresiones:

V sL=qL

´

A p

;V sg=qg

´

Ap

…………..Ec.2.24

Dónde:

VsL = velocidad superficial del líquido.

Vsg = velocidad superficial del gas.

q´L = Caudal de la fase liquida.

q´g = caudal de la fase gaseosa.

Ap = Área de la sección transversal de la tubería.

2.3.3.12. Velocidad real (a condiciones de operación).

Aplicando el concepto de colgamiento se puede obtener la velocidad real correspondiente a

cada fase.

V L=qL

´

AL

;V g=qg

´

Ag

……………..Ec.2.25

2.3.3.13. Densidad de la mezcla de los fluidos.

La densidad real de la mezcla de fluidos se obtiene a partir del colgamiento:

ϱm=ϱL hL+ϱg (1−hL)……………..Ec.2.26

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Dónde:

ϱm :densidad de lamescla

ϱL=densidad dela fase l í quida

ϱg=densidad del fase liquida

hL=colgamiento del l í quido

2.3.3.14. Gasto de masa.

Se define por la siguiente expresión:

wm=lbm de líquido y gas

segundo......................Ec.2.27

Y se puede calcular por cualquiera de las siguientes ecuaciones:

wm=qo M

86400………………….Ec.2.28

wm=wo+ww+wg................Ec.2.29

wo=ϱo qo Bo

15388 ww=

ϱw qw Bw

15388

Dónde:

wm = gasto másico de la mezcla.

wo = gasto másico del aceite.

ww =gasto másico del agua.

wg = gasto másico del gas.

ϱo = densidad del aceite.

qo = gasto de aceite.

Bo = factor volumétrico del aceite.

ϱw = densidad del agua.

qw = gasto del agua.

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Bw = factor volumétrico del agua.

2.3.3.15. Viscosidad de la mezcla.

Dependiendo los métodos que se apliquen se usan las siguientes ecuaciones para obtener la

viscosidad de la mezcla de los fluidos:

μns=μL λ+μg (1−λ )……………Ec.2.30

μm=μLγ L μg

(1−γ L)………………Ec.2.31

Dónde:

μns = viscosidad de la mezcla sin resbalamiento.

μL = viscosidad del líquido.

μg = viscosidad del gas.

2.3.4. Flujo Multifasico en Tuberías Horizontales

De las correlaciones mencionadas anteriormente las mejores para el flujo horizontal es la de

Beggs y Brill. Adicionalmente mencionaremos que la correlación de Beggs y Brill puede ser

usada para cualquier ángulo de flujo.

Debido a que para el flujo horizontal no se tiene el gradiente de elevación es posible que se

piense que el hold-up no sea necesario determinarlo. La mayoría de las condiciones de flujo

multifásico horizontal son en la región de flujo turbulento. Para flujo horizontal, el gradiente

de presión debido al cambio de elevación es igual a cero por lo que la ecuación general de

energía vista anteriormente queda:

(∆ p∆ L )T=(

∆ p∆ L )ac

+(∆ p∆ L )f………………Ec.2.32

2.3.5. Flujo Multifasico en Tuberías Inclinadas

El flujo inclinado se define como el flujo a través de tuberías que se desvían a partir de la

horizontal o como flujo a través de un terreno accidentado. La pérdida de presión total en la

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tubería de llegada debido al terreno montañoso o accidentado, es la suma de las pérdidas por

fricción, aceleración y por elevación necesaria para transportar los fluidos a lugares con

mayor elevación a cualquier distancia. Se aplicara la ecuación general

(∆ p∆ L )T=(

∆ p∆ L )ac

+(∆ p∆ L )f+(

∆ p∆ L )e……………Ec.2.33

2.3.6. Beggs and Brill

La correlación de Beggs and Brill (1973), es una de las pocas correlaciones capaces de

manejar en todas las direcciones de flujo (vertical, horizontal, inclinado). Fue desarrollada

usando 1" y 1-1/2" secciones de la tubería que podrían estar inclinadas a cualquier ángulo de

la horizontal. Beggs y Brill es aplicable a cualquier inclinación de la tubería y sentido del

flujo. A partir de un balance de energía, se obtuvo la siguiente ecuación para determinar el

gradiente de presión en tuberías horizontales.

Beggs and Brill en tuberías horizontales.

Δ pΔ L=43.539

f tpW m2

ϱnsd5 +

7.2557 ϱns W gW m

ϱns p d4 ϱg

Δ pΔ L

…………………Ec.2.34

Dónde:

Δ pΔ L

= gradiente de presión por la longitud

f tp= Factor de fricción para dos fases

Wm = gasto másico de la mescla.

ϱns= densidad de la mescla sin resbalamiento.

ϱg= densidad del gas.

P = presión.

d = diámetro.

Página 50


Definiendo los términos de pérdidas por aceleración:

E k=7.2557 ϱns W g W m

ϱns p d4 ϱg

……………Ec.2.35

La ecuación 2.35 queda de la siguiente forma:

Δ pΔ L=

43.539 f tpW m2

ϱns d5 (1−Ek )………….Ec.2.36

El factor de fricción para las dos fases se obtiene de la siguiente forma:

f tp=( f tp

f n) f n……………Ec.2.37

Donde fn es el factor de fricción del diagrama de Moody para tuberías lisas. Los autores

proponen la siguiente expresión para calcularlo:

f n=[2 log [ N ℜ

4.5223 log N ℜ−3.8215 ]]………..Ec.2.38

N ℜ=124 dV m ϱns

μns…………..Ec.2.39

Dónde:

Nre = Número d Reynolds.

fn = factor de fricción normalizado para dos fases.

ftp = factor de fricción para dos fases.

Vm = velocidad de la mescla.

μns= viscosidad de la mescla sin resbalamiento.

d = diámetro.

El factor de fricción normalizado (ftp/fn) es función del colgamiento del líquido γ L(o), y del

colgamiento sin resbalamiento λ y puede obtenerse de la siguiente ecuación:

Página 51


f tp

f n

=es……………..Ec.2.40

En el cual:

S= lnx

−0.0523+3.182lnx−0.8725 ( lnx )2+0.01853 ( lnx )4…………Ec.2.41

x= λ

γ L (0 )2………………..Ec.2.42

De sus observaciones Beggs y Brill elaboraron un mapa de patrones de flujo (en función λ

(colgamiento sin resbalamiento) y el número de Froude. El patrón del flujo puede

determinarse de este mapa o de la tabla siguiente:

Tabla 2- Regímenes de Flujo

Fuente: Handbook Correlaciones de Flujo Multifasico

N FR=7734.9Wm2

ϱns2d5 ………………..Ec.2.43

Dónde:

NFR = Número de Froude.

Wm = gasto másico de la mescla.

ϱns = densidad de la mescla sin resbalamiento.

Los parámetros de correlación L1, L2, L3 y L4 se obtienen de las siguientes ecuaciones:

L1=316 λ0.302…………..Ec.2.44

Página 52


L2=0.0009252 λ−2.4684…………Ec.2.45

L3=0.10 λ−1.4516………….Ec.2.46

L4=0.5 λ−6.738…………..Ec.2.47

Dónde:

L1, L2, L3 y L4 = parámetros de correlación

λ = colgamiento de líquido sin resbalamiento

El cálculo de colgamiento real del líquido, se obtiene de la siguiente expresión generalizada:

γ L (0 )= a λb

NFRc ……………Ec.2.48

En donde los coeficientes a, b y c están en función del régimen de flujo. Ver tabla 2

En caso de flujo transitorio, el cálculo del colgamiento real se obtiene de la siguiente manera:

γ L (0 )=A γ L (0 ) (segregado )+B1γ L (0 ) (intermintente )…………Ec.2.49

Dónde:

A=L3−N FR

L3−L2………………..Ec.2.49.1

B1=1−A………………Ec.2.49.2

El hold-up sin resbalamiento (λ) se obtiene de la siguiente expresión:

λ=V sL

V m……………Ec.2.50

Dónde:

V sL= velocidad superficial del líquido

V m= velocidad de la mezcla

Página 53


Tabla 3 Patrones de Flujo

Fuente: Handbook Transporte de Hidrocarburos por Ductos

2.3.7. Beggs and Brill llegaron a la siguiente conclusión.

El ángulo de inclinación de una tubería con flujo de dos fases, ocurre efectos de

colgamiento de líquidos y caídas de presión.

En el flujo inclinado de dos fases, el máximo hold-up del líquido es con un ángulo aproximado de +¿50° y el mínimo aproximadamente −¿50° respecto a la horizontal. Elhecho de que el hold-up sea aproximadamente igual en los +¿90° y +¿20° explica porque

las correlaciones de hold-up vertical pueden ser usadas para algunos grados de flujo

horizontal.

La recuperación de presión cuesta abajo en la sección de la tubería con dos fases que esta

sobre el terreno existe y puede ser considerada en el diseño de la tubería.

La ecuación para determinar el gradiente de presión es:

dpdL= 1

144 [ gsenθ ϱm

gc

+f tp ϱnsV m

2

5.362 d

1−V mV sgϱm

144 gc p]………….Ec.2.51

Dónde:

dpdL

= gradiente de presión total.

Página 54


g= aceleración de la gravedad.

gc=factor de conversión de la segunda ley de newton.

ϱm=densidad de la mezcla.

ϱns=densidad de la mezcla sin resbalamiento.

Vm=velocidad de la mezcla.

Vsg= velocidad superficial del gas.

ftp= factor de fricción de dos fases.

d= diámetro.

p= presión.

ϱm=ϱL λ+ϱg (1−λ )…………….Ec.2.52

Por flujo vertical, se determina el colgamiento que existirá si la tubería fuese horizontal y

luego corrige por la inclinación real de la tubería.

γ L=γ L (0 )ψ………….Ec.2.53

γ L (0 )= a λb

NFRc ……………Ec.2.54

1+0.3 C

C=(1− λ ) ln (d λe NLvf N FR

g )…………….Ec.2.55

C≥0

Dónde:

γ L= colgamiento del líquido.

ψ= factor de corrección para tubería en posición diferente a la horizontal.

NLv = número de velocidad del líquido.

Página 55


f = factor de fricción del diagrama de Moody.

En donde los constantes a, b, c, d, e, f y g toman los valores que aparecen en la tabla 4,

dependiendo del patrón de flujo; γ L(0) es el colgamiento para tubería horizontal y ψ es un

factor de corrección para tubería en posición diferente a la horizontal.

Tabla 4 Constantes Para Flujo Vertical e Inclinado

2.3.8. Espesor de Tuberías.

2.3.8.1. Formula del Diseño de Tuberías de Acero.

La presión de diseño para los sistemas de tuberías de gas o el espesor nominal de pared para

una presión de diseño dada, se deberá determinar mediante la siguiente fórmula:

P=2 stD

FET ………….Ec.2.56

Página 56


Dónde:

D = diámetro nominal exterior de la tubería, pulgadas.

E = factor de junta longitudinal.

F= factor de diseño.

P = presión de diseño psig.

S = tensión mínima de fluencia especificada, psi.

T = factor de disminución de temperatura.

t = espesor nominal de pared, pulgadas.

Para la elección del factor “F” tomamos en cuenta la siguiente tabla:

Tabla 5 Calculo de Factor Básico de Diseño

Fuente: Asme B31.8 – 2010 Sistema de Tuberías para Transporte y distribución de gas

Este factor se encuentra en función del área por donde atravesara el ducto y la identificación

de clase y división se basa en lo siguiente:

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Clase 1

Es cualquier sección de 1 milla de longitud que tiene 10 o menos edificios destinados a la

ocupación humana. Refleja áreas como tierras estériles, desiertos, montañas, tierra de

pastoreo y tierras agrícolas, Se divide en:

- Clase 1, división 1, que según la norma esta clasificación refleja áreas como

tierras estériles, desiertos, montañas, tierra de pastoreo y tierras agrícolas.

El ducto a sido probado hidrostáticamente a 1.25 veces la MOP.

- Clase 1, división 2, que según la norma esta clasificación refleja áreas como

tierras estériles, desiertos, montañas, tierra de pastoreo y tierras agrícolas.

El ducto ha sido probado a 1.1 veces de la MOP

Clase 2

Es cualquier sección de 1 milla que tienen más de 10 pero menos de 46 edificios destinados

a la ocupación humana. Se puede reflejar áreas donde el grado de población es intermedio

tales como las zonas periféricas de las ciudades o pueblos, zonas industriales, ranchos o

quintas campestres, etc.

Clase 3

Es cualquier sección de 1 milla que tiene 46 o más edificios destinados a la ocupación

humana. Refleja ares tales como los desarrollos de viviendas suburbanas, centro de compras,

áreas residenciales, áreas industriales y otras áreas pobladas que no cumplen con los

requerimientos de una localidad clase 4.

Clase 4

Incluye áreas donde prevalecen los edificios de varios pisos (3 o 4 pisos), donde el tráfico es

pesado y donde pudiera haber numerosas construcciones. Es importante tomar en cuenta

para localidades clase 1 y clase 2 debe darse consideración adicional a las consecuencias de

una falla cerca de áreas donde haya concentraciones de gente.

- Iglesias - Escuelas - Colegios - Hospitales

Página 58


Estas zonas deberás cumplir con los requerimientos de la clase 3. El factor de disminución de

temperatura deberá estar en conformidad con la Tabla 6.

Tabla 6 Factor de Disminución de Temperatura


NOTA. Para temperaturas intermedias, se debe interpolar el factor de disminución.

El factor de junta longitudinal deberá estar en conformidad con la tabla 7

Tabla 7 Factor de Junta Longitudinal

Página 59



2.3.8.2. Limitaciones a la Tensión Mínima de Fluencia Especificada” S”

Si la tubería en consideración no es tubería nueva comprada bajo una especificación aprobada

y que se halle en las listas del presente Código, el valor de S pudiera ser determinado en

conformidad con una de las siguientes:

El valor de S para tubería nueva, calificado bajo los párrafos 811.221 de la norma ASME

B31.8, Un material que se conforme a una especificación escrita que no varíe

substancialmente de un estándar referenciado o una especificación y que cumpla con los

requerimientos mínimos del presente Código, podrá usarse sin problema. Este párrafo no debe

ser aprovechado para permitir desviaciones que pudieran tender a afectar la calidad de

soldabilidad o ductilidad de manera adversa. Si las desviaciones tienden a reducir la

resistencia, se deberá dar plena holgura por la reducción, incorporándola en el diseño. El valor

de S para re-utilización de tubería de acero, calificado bajo una de las disposiciones del

párrafo 817.12., de la norma ASME B31.8.

Página 60


2.4. FORMACION DE HIDRATOS DE GAS NATURAL

Las moléculas de agua, en presencia de gases ligeros pueden formar una estructura cristalina

que contiene cavidades donde las moléculas del gas son atrapadas.

Se ha determinado la existencia de 3 estructuras cristalinas las cuales pueden formar cavidades

grandes y pequeñas. La estructura I está formada por dos cavidades pequeñas y 6 cavidades

grandes. La estructura II está formada de 16 cavidades pequeñas y 8 cavidades grandes. La

estructura III está formada por 3 tipos de cavidades, siendo las 3 cavidades de tamaños

distintos, una de ellas mucho más grandes que las otras 2. Al estado puro, el metano, etano,

CO2 y H2S forman hidratos de estructura I. Las moléculas de propano e isobutano pueden

entrar sólo en cavidades grandes de la estructura II, por lo que un Gas Natural conteniendo

estos hidrocarburos forma hidratos de estructura II. El butano al estado puro no forma hidratos

pero sí lo forma con otros compuestos.

2.4.1. Condiciones de Formación de Hidratos de Gas Natural.

Altas presiones y bajas temperaturas favorecen la formación de hidratos de gas natural

pudiéndose formar aún a temperaturas superiores a la del congelamiento del agua.

Presencia de agua líquida, por tal motivo el contenido de agua en un gas natural debe ser

disminuido a valores tales que en ningún lugar del sistema se alcance el punto de rocío

especialmente con gases que contengan CO2 ó H2S que formarán acido con agua

condensada.

Medios de agitación del agua y gas.

La turbulencia, alta velocidad de flujo, presión pulsante, agitación, inducen la formación

de los primeros cristales de hidrato y una vez que esto ocurre el fenómeno de

cristalización se hace más rápido.

La temperatura a la cual comenzará la formación de hidratos se obtiene de gráficos

construidos en base a datos experimentales para una presión especificada y un gas cuya

densidad conocemos.

Página 61


La temperatura de formación de hidratos será mayor a medida que aumente la densidad

del gas.

Una vez formado el hidrato no queda alternativa que disminuir la presión para producir su

disolución ocasionando la pérdida de gas que es venteado a la atmósfera.

La desaparición de hidratos puede demorar y ser difícil de alcanzar. Cristales

macroscópicos permanecen por grandes periodos luego que los hidratos han desaparecido.

Tabla 8 Tipos de Hidratos

Fuente: Manual de manejo de Software Prosper

2.4.2. Calculo Manual de Temperatura de Formación de Hidratos.

Según el texto de Marcías Martínez (Ingeniería del Gas Principios y Aplicaciones) se tiene la

siguiente correlación para calcular la temperatura a la cual se forman hidratos.

T=1.57206 [P(0,8606−0,0474 LnP ) ]…………………..Ec.2.57

Dónde:

P: presión, psia.

T: Temperatura, F.

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Por cuestiones de seguridad se tomó un rango de seguridad de 9 ºF, es decir se suman 9 ºF a la

temperatura mínima de formación de hidratos. Los cálculos manuales pueden hacerse con base

en los métodos del GPSA mediante el uso de cartas.

2.4.2.1. Prevención contra la formación de Hidratos de gas natural.

Mínimo contenido de agua.

Calentamiento de la corriente fría proveniente del pozo.

Inyección de depresores del punto de congelación: Metanol, etileno glicol

(EG), di etilenglicol (DEG), trietilenglicol (TEG), tetraenglicol (TEG).

2.5. DETERMINACIÓN DEL DIAMETRO MEDIANTE API 14E.

Dicha determinación está en función de:

Velocidad Erosional

……………..Ec.2.58

Dónde:

Ve = velocidad erosional, ft/s.

C = constante empírica, 100 para servicios continuos con mínimo de sólidos.

ρm= densidad de la mezcla gas/liquido, a las condiciones de operación, lb/ft3.

Calculo de la densidad de la mezcla

La densidad de la Mezcla es determinada mediante la siguiente ecuación:

…………Ec2.59

Dónde:

P = Presión de operación, psia.

Página 63

5.0m

CVe

ZTRP

PSgRPSlm ***7.198

***7.2**12409


Sl = Gravedad especifica del líquido (agua =1; use promedio de la gravedad para mezcla de

hidrocarburo-agua) a condiciones estándar.

R = Relación gas/liquido, ft3/bbls a condiciones estándar.

T = Temperatura de operación, ºR.

Sg= Gravedad especifica del gas (aire=1) a condiciones estándar.

Z = Factor de compresibilidad, adimensional.

La determinación de las secciones estará en función:

………….Ec.2.60

2.6. VÁLVULAS

Una válvula se define como un mecanismo con el cual se puede iniciar, detener o regular la

circulación (paso) de líquidos o gases mediante una pieza movible que abre, cierra u obstruye

en forma parcial uno o más orificios o conductos.

2.6.1. Válvulas de Control.

La válvula automática se constituye el último elemento en un lazo de control instalado en la

línea de proceso y se comporta como un orificio cuya sección de paso varia continuamente

con la finalidad de controlar un caudal en una forma determinada.

2.6.2. Categorías de Válvulas.

Para satisfacer los cambiantes requisitos de la industria se han creado innumerables diseños y

variantes. Todos los tipos de válvulas recaen en diferentes categorías: válvulas de compuerta,

válvulas de globo, válvulas de bola, válvulas de mariposa, válvulas de ariete, válvulas de

diafragma, válvulas de macho, válvulas de retención y válvulas alivio.

Página 64

eVP

ZTR

A *25.21

**35.9


2.6.2.1. Válvula Tipo Globo.

Una válvula de globo es de vueltas múltiples, en la cual el cierre se logra por medio de un

disco o tapón que sierra o corta el paso del fluido en un asiento que suele estar paralelo con la

circulación en la tubería, se puede usar para estrangular el flujo a cualquier grado requerido o

para dar cierres seguros.

2.6.2.2. Válvula Tipo Compuerta.

Aplicado a diámetro grande y puerto completo. Cuando la válvula está completamente abierta,

permite el paso recto a través de una abertura que es esencialmente del mismo tamaño que el

diámetro interior de la tubería de conexión, por lo que hay poca caída de presión a través de

una válvula de compuerta.

2.7. SISTEMA DE SEPARACIÓN.

2.7.1. Proceso de Separación de Fluidos.

En el tratamiento y manejo de fluidos se utilizan varios procedimientos y técnicas que

permiten un mejor rendimiento en la producción. Entre estos procesos se encuentra la

separación de los Fluidos Petroleros. La separación física del fluido, se sustenta en tres

grandes principios, que son la Cantidad de Movimiento, el Asentamiento por Gravedad y la

Coalescencia. Para la industria petrolera Un Separador es un Cilindro, que se utiliza para

separar la mezcla de hidrocarburos en sus respectivas fases. Aunque.

Un separador es un recipiente o dispositivo mecánico utilizado para separar un fluido en sus

diferentes fases El separador puede ser bifásico o trifásico. El separador bifásico se utiliza para

separar los líquidos de la fase gaseosa. Mientras que los separadores trifásicos tienen por

objeto separar, aparte los hidrocarburos, el agua libre, y la corriente de gas.

Página 65


2.7.2. Principales Zonas de Separación.

Zonas de Separación Por lo normal en un proceso de separación de fluidos petroleros se

pueden distinguir tres zonas principales que son:

2.7.2.1. Separación Primaria.

Es el cambio en la cantidad de movimiento de las fases a la entrada del separador, con lo cual

genera la separación gruesa de las fases. Esta zona incluye las boquillas de entrada y los

dispositivos de entrada, tales como los Deflectores.

2.7.2.2. Separación Secundaria.

Durante el proceso de la separación secundaria se observan zonas de fases continúa con gas,

sobre la cual actúan las fuerzas de gravedad, las cuales se encargan de decantar hasta cierto

tamaño de gotas de la fase pesada discontinua en la fase liviana continua. También produce la

flotación de hasta un cierto tamaño de gotas de la fase líquida liviana, la cual es la fase

discontinua, en la fase pesada continua. En esta parte del separador la fase liviana continua se

mueve a una velocidad relativamente baja y con muy poca turbulencia.

2.7.2.3. Separación por Coalescencia.

En el proceso de separación por coalescencia, hay caso en que las gotas no pueden ser

separadas porque tienen un tamaño muy pequeño, es por ello que se requiere que las gotas

adquieran un mayor tamaño, lo por cual ocurre, a través de proceso de coalescencia, con lo

cual tales gotas alcancen un tamaño lo suficientemente grande para que puedan separase por

gravedad, para que este proceso tenga una mayor eficiencia se requiere tener elementos como

eliminadores de niebla.

2.7.3. Principios de la Separación En el diseño de separadores.

Es necesario tomar en cuenta los diferentes estados en que pueden encontrarse los fluidos y el

efecto que sobre éstos puedan tener las diferentes fuerzas o principios físicos. Los principios

fundamentales considerados para lograr la separación física de sistemas gas-líquido son, la

cantidad de movimiento, asentamiento por gravedad y coalescencia. Cualquier separador

Página 66


puede emplear uno o más de estos principios, pero los fluidos deben ser inmiscibles y tener

diferentes densidades para que el proceso de separación ocurra.

2.7.3.1. Cantidad de Movimiento.

Las fases fluidas con diferentes densidades tienen diferentes cantidades de movimiento. Si una

corriente bifásica cambia de dirección bruscamente, la cantidad de movimiento se incrementa

y no permite que las partículas de la fase pesada se muevan tan rápido como las fases livianas

las partículas de la fase ligera, este fenómeno provoca la separación de los fluidos.

2.7.3.2. Asentamiento por Gravedad.

Las gotas de líquido se separan de la fase gaseosa si la fuerza gravitacional actuante sobre

éstas es mayor que la fuerza de arrastre del gas fluyendo alrededor de la gota.

2.7.3.3. Coalescencia.

Las gotas muy pequeñas no pueden ser separadas por gravedad. Estas se unen, por medio del

proceso de coalescencia, para formar gotas mayores, las cuales se acercan lo suficiente como

para superar las tensiones superficiales individuales y poder de esta forma separarse por

gravedad. Este proceso ocurre fundamentalmente con las moléculas de agua es fase líquida, y

es desde luego una forma de separación ya que al alcanzar las moléculas un tamaño suficiente,

son separadas por gravedad, que está relacionado con el tamaño de las moléculas. En la figura

7 se presenta en forma esquemática un proceso de coalescencia.

Este movimiento casi siempre ocurre, solo con las moléculas de agua, por lo tanto es aplicable

en la separación Petróleo- Agua, luego las gotas de agua al obtener un tamaño suficiente calen

al fondo del separador por gravedad.

El proceso de coalescencia se inicia al ocurrir choques entre gotas con fuerza suficientes para

romper la película interfacial. Una vez en contacto físico, el proceso se completa por fuerzas

superficiales. Sistemas de coalescencia en los separadores obligan al gas a fluir por un camino

tortuoso. La cantidad de movimiento de las gotas les causa choques entre gotas, formando

gotas de mayor tamaño. Estas gotas de mayor tamaño pueden separarse del gas por gravedad.

Página 67


Figura 7 Forma Esquemática de un Proceso de Coalescencia

Fuente: Diseño conceptual de Separadores Ing. Marcias J. Martinez

2.7.4. Funciones que Debe Cumplir un Separador.

Un recipiente bien diseñado hace posible una separación del gas libre de los diferentes

líquidos. Las principales funciones son:

a.- Hacer una primera separación de fases entre los hidrocarburos de la mezcla del fluido

petrolero, en este caso, el proceso de separación entre los hidrocarburos, esencialmente

líquidos y gaseosos.

b.- Refinar el proceso mediante la recolección de partículas líquidas atrapadas en la fase

gaseosa Cuando el proceso de separación ocurre entre la fase gaseosa y líquida, la función del

separador será: Refinar el proceso de separación mediante la recolección de partículas líquidas

atrapadas en la fase gaseosa, y partículas del gas atrapadas en la fase líquida.

c.- Liberar parte de la fase gaseosa que haya quedado atrapada en la líquida, lo cual se

relaciona con el tiempo de residencia del líquido, en el fluido petrolero, que sé esta separando

d.- Descargar por separado la fase líquida y gaseosa, que salen del separador, con el objetivo

de evitar que se vuelvan a mezclar, lo que haría que el proceso de separación sea de una baja

eficiencia.

e.- evitar los problemas de turbulencia Cuando el separador se ha diseñado para las fases gas-

líquido, la turbulencia que ocurren en la sección ocupada por el gas debe ser minimizada.

Página 68

LAS PEQUEÑAS GOTAS COALESCEN

PARA FORMAR GOTAS GRANDES

LAS

GOTAS CAEN

DEBIDO A LA

ATRACCIÓN DE LA

GRAVEDAD


f.- La acumulación de espuma y partículas contaminantes deben ser eliminadas.

g.- Las salidas de los fluidos deben estar previstas de controles de presión.

h.- Las regiones de acumulación de sólidos deben tener prevista la remoción de estas fases.

Para evitar presiones excesivas el separador debe tener válvulas de alivio, por ejemplo debe

tener líneas obstaculizadoras. Para realizar controles visuales del proceso de separación el

recipiente debe estar provisto de manómetros, termómetros, controles de nivel, etc. Para

facilitar la inspección y mantenimiento el separador debe tener bocas de visitas.

2.7.5. Funciones de Operación de los Separadores.

La única forma, para que el separador pueda cumplir con estas funciones deben satisfacer los

siguientes:

a.- Controlar la energía del fluido al entrar al separador

b.- Las tasas de flujo de las fases deben responder a ciertos rasgos de volumen, el cual será

una función del diseño del separador. Luego, fundamentado en ello es posible que al inicio del

proceso de separación, se realice debido a las fuerzas gravitacionales, tal como, estas fuerzas

actúan sobre los fluidos. Y obligan a un equilibrio interfásico. El flujo normal de la fase

gaseosa, se refiere a la máxima cantidad de vapor alimentada a un separador o condiciones de

operación. Lo que indica, que en ausencia de perturbaciones provocada por la inestabilidad del

proceso o la capacidad de condensación aguas arribas del separador tengan una alta eficiencia

c.- Cuando el separador se ha diseñado para las fases gas- líquido, la turbulencia que ocurren

en la sección ocupada por el gas debe ser minimizada, de tal forma de incrementar la

eficiencia del proceso.

d.- La acumulación de espuma y partículas contaminantes debe ser eliminadas, si esto no se

realiza el proceso de separación tendrá una baja eficiencia.

e.- Las salidas de los fluidos deben estar previstas de controles de presión.

f.- Las regiones de acumulación de sólidos deben tener prevista la remoción de estas fases.

g.- Para evitar presiones excesivas el separador debe tener válvulas de alivio, por ejemplo debe

tener líneas obstaculizadoras.

Página 69


h.- Para realizar controles visuales del proceso de separación el recipiente debe estar provisto

de manómetros, termómetros, controles de nivel, etc.

i.- Para facilitar la inspección y mantenimiento el separador debe tener bocas de visitas

Si el separador cumple con todo estos requisitos el proceso de separación será funcional y de

una alta eficiencia.

2.7.6. Condiciones Mecánicas de los Separadores.

Los separadores deben poseer cuatro secciones principales, las cuales son:

2.7.6.1. Primera Sección de Separación.

Comprende la entrada de los fluidos al separador. Esta sección permite absorber la cantidad de

movimiento de los fluidos de alimentación. En ella también se controla el cambio abrupto de

la corriente, produciéndose una separación inicial. Generalmente, la fuerza centrífuga

originada por su entrada tangencial en el recipiente remueve volúmenes apreciables de

líquidos y permite controlar la velocidad del gas.

2.7.6.2. Sección de las Fuerzas Gravitacionales.

En esta sección las fuerzas gravitacionales tienen una influencia fundamental. Las gotas

líquidas que contienen el gas son separadas al máximo. Este proceso se realiza mediante el

principio de asentamiento por gravedad. En este caso la velocidad del gas se reduce

apreciablemente, por lo tanto, la corriente de gas asciende a una velocidad reducida. En esta

sección. Las gotas del líquido están sometidas a la influencia de varias fuerzas como se

observa en la figura 8.

Página 70


Figura 8 - Fuerzas que Intervienen en el Proceso de Separación

Separador Vertical Separador Horizontal


Las principales fuerzas que participan en el proceso de separación son las de gravedad y las

originadas por el movimiento del gas. Las fuerzas de flotación son pequeñas, si la turbulencia

es controlada, no habrá mayor problema a que el proceso de separación se lleve a cabo.

Como se puede apreciar en el diagrama de la figura 8, el comportamiento de una gota de

líquido en un separador vertical es diferente de su comportamiento en uno horizontal. En el

separador vertical, las resultantes de la sumatoria de las fuerzas poseen una dirección vertical;

mientras que en el horizontal las resultantes siguen una dirección inclinada. Esta diferencia

hace posible que la velocidad del gas en un separador horizontal pueda alcanzar valores

mayores que los que se obtiene en uno vertical.

2.7.6.3. Sección de Extracción de Neblina.

Sección de Coalescencia Aquí se separan las pequeñas partículas de líquido que aún contiene

el gas, después de haber pasado por las dos secciones anteriores. La mayoría de los

separadores utilizan, como mecanismo principal de extracción de neblina, la fuerza centrífuga

o el principio de choque. En ambos métodos, las pequeñas gotas de líquido son recolectadas

en una superficie, donde son separadas de la corriente de gas, en forma de grandes gotas, que

luego caen en la sección de acumulación de líquido.

Página 71

Del gas

Flotación

Gravedad

Resultante


2.7.6.4. Sección de Acumulación de Líquido.

Los líquidos separados en las secciones anteriores se acumulan en la parte inferior del

separador. Por lo tanto, se requiere de un tiempo mínimo de retención que permita llevar a

cabo el proceso de separación. También se necesita un volumen mínimo de alimentación,

especialmente cuando el flujo es intermitente. Esta sección posee controles de nivel para

manejar los volúmenes de líquidos obtenidos durante la operación. En la actualidad existen

una serie de métodos utilizados para la determinación de la cantidad de líquido depositado, ya

que juega un papel importante, en la eficiencia del proceso de separación. En las figuras 9 y 10

.se presentan el diagrama esquemático de un separador destacando sus cuatro secciones

principales.

Figura 9 Diagrama Esquemático de un Separador Destacando sus 4 Secciones

principales

Fuente: Diseño conceptual de Separadores Ing. Marcías J. Martínez

Figura 10 Secciones Principales de un Separador Horizontal

Página 72

PRIMERA SECCIÓN DE SEPARACIÓN

SECCIÓN DE LAS FUERZAS

GRAVITACIONALES

SECCIÓN DE ACUMULACIÓN DE LÍQUIDO

SALIDA DEL

LÍQUIDO

SALIDA DEL GAS

SECCIÓN DE COALESCENCIA


Fuente: Diseño conceptual de

Separadores Ing. Marcias J.

Martinez

Página 73

PRIMERA SECCIÓN

DE SEPARACIÓN

SALIDA DEL

LÍQUIDO

SECCIÓN DE LAS

FUERZAS

SECCIÓN DE

COALESCENCIA

SECCIÓN DE

COALESCENCIA

SECCIÓN DE

ACUMULACIÓN DE LÍQUIDO

SALIDA DEL

GAS


2.7.7. Componentes Externos de un Separador.

Los componentes son:

Cuerpo: El cuerpo del separador es de forma cilíndrica o esférica y de tamaño variable,

dependiendo de las condiciones del diseño.

Válvula de Descarga del Líquido: Está en la parte inferior del separador y según la altura del

líquido permite su salida.

Válvula de Entrada: Se encuentra casi a la mitad del separador. Permite la entrada de la

mezcla bifásica en el recipiente separador, y con ello dar inicio al proceso de separación.

Válvula de Control de Presión de Gas: Se ubica en la línea de salida del gas y es gobernada

por un controlador. Sirve para mantener la presión más o menos constante en el separador.

Válvula de Drenaje: Colocada en la parte inferior del recipiente (en el fondo), se usa cuando

es necesario drenar el líquido que está por debajo de salida del separador, y con ello

incrementar la eficiencia del proceso de separación, sobre todo cuando se trabaja con la

separación de hidrocarburos Gas- Petróleo o Gas- Petróleo- Agua..

Válvula de Seguridad: Puede estar en la salida del gas o en otro orificio situado en la parte

superior del separador. Garantiza la seguridad del separador y está calibrada para abrir a una

determinada presión.

Ventana o Tapa de Inspección: Se localiza en la parte frontal del recipiente. Facilita la

inspección y la realización de los trabajos de limpieza en el interior del separador.

Controlador y Regulador de Presión: Está ubicado en la línea de salida de gas y gobierna la

válvula de presión del gas.

Control de Nivel: Es un dispositivo que rige la apertura o cierre de la válvula de salida del

líquido.

Cristal de Nivel: El cristal de nivel debe estar colocado a una altura que permita un control

visual de nivel del líquido dentro del separador.

Boquillas: Son elementos que permiten la entrada y salida del fluido antes y después de

ocurrida la separación. Las boquillas generalmente son del mismo tamaño que la tubería, no

obstante si se prevé que puede ocurrir arrastre en la superficie del líquido el diámetro de la

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boquilla puede cambiar a un valor mayor. Estos accesorios representan un parámetro muy

importante en el proceso de separación, debido a que el tamaño de los mismos determina la

velocidad del fluido a la entrada y salida del separador. De esta manera si se tiene un orificio

de entrada muy pequeño, la velocidad del fluido a la entrada del separador será alta, mayor a

30 ft/s, y por ende, la velocidad del gas será mayor también, ocasionando una fuerte tendencia

al arrastre de líquido por la corriente de gas. De igual manera un diámetro muy pequeño en las

boquillas de salida de gas y de líquido puede ocasionar escape de gas en la corriente de líquido

por la alta velocidad y la restricción de tamaño para dejar salir el volumen de procesado.

2.7.8. Clasificación de los Separadores.

En el proceso de separación es muy importante tener en cuenta los fluidos producidos y la

relación existente entre ellos. Por esta razón, al considerar una clasificación de los

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separadores, es necesario tener en cuenta la función que realizan, la forma que tienen y las

fases que van a separar.

2.7.8.1. Separadores para Fluidos Petroleros.

Los Principales fluidos petroleros son Gas, Agua y Crudos, por lo tanto los separadores a

utilizar son: Gas- Petróleo y Gas- Petróleo- Agua Estos separadores son instrumentos que se

utilizan para la separación física de fases. La función fundamental de un separador es separar

un componente deseado del fluido (Crudo, Gas, Agua, Contaminantes, etc.) En la industria del

petróleo y del gas natural, se utilizan los separadores a gran escala, y para hechos prácticos.

Adicionalmente, el recipiente permita aislar los hidrocarburos de otros componentes

indeseables como la arena y el agua.

2.7.8.2. Separador Gas- Líquido.

Representa la unidad donde se produce la separación inicial del gas y del petróleo. El estudio

de este tópico requiere del conocimiento y manejo preciso de una serie de fundamentos, de tal

forma que el proceso tenga un alto grado de eficiencia. Para obtener una máxima eficiencia, se

debe conocer la composición del fluido, además de la cantidad de ambos fluidos que ha de

manejarse en el separador. También se debe, necesariamente de conocer los valores de la

temperatura y presión, a las cuales deberá de operar el proceso de separación.

2.7.8.3. Separación Gas- Petróleo.

Las separaciones entre fases, como lo separación gas- petróleo son operacionales de gran

importancia desde el punto económico- industrial. En vista, que pueden delimitar las posibles

pérdidas de un caudal de hidrocarburos, tanto al inicio como al final de la operación de

separación.

2.7.8.4. Mecanismos Separación.

En el procesamiento del gas y del petróleo existe una amplia variedad de separadores de

mezclas de diferentes fases. El proceso de separación gas- petróleo se considera una de las

operaciones fundamentales en la producción, procesamiento y tratamiento del gas natural. Los

mecanismos mediante los cuales se puede lograr la separación óptima del gas y del petróleo y

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contaminantes son: Fuerza de Gravedad, Fuerza Centrífuga, Cambios en la Cantidad de

Movimientos; Fuerza Electrostática, Absorción, Adsorción, Difusión Térmica, Filtración,

Efectos Sónicos y la Combinación de todos los efectos señalados.

2.7.8.5. Fundamento de los Diseños de Separadores.

El diseño de los separadores se fundamenta en el estudio de los diferentes estados en que se

pueden encontrar los fluidos y el efecto que tengan sobre estos las distintas fuerzas físicas.

Luego en el diseño de un separador se deben de tomar en cuenta algunos factores y

propiedades de los fluidos que se van a procesar.

2.7.8.6. Obtención de Flujo Petrolero.

El flujo que se obtiene de un yacimiento petrolífero, está compuesto por hidrocarburos, agua,

arena, contaminantes etc. Para diseñar un aparato que pueda separar estas fases se debe de

tomar en cuenta los diferentes estados en que se puede encontrar los fluidos y el efecto que

sobre estos tengan las diferentes fuerzas físicas. El objetivo del proceso de separación entre

fases es separar los diversos constituyentes del yacimiento, por cada fase.

2.7.9. Clasificación de los Separadores Para Fluidos Petroleros.

En vista que los separadores en la industria petrolera se utilizan, cuya clasificación está en

función del número de fases que separa; se les denomina Separadores Bifásicos.

2.7.9.1. Separadores Bifásicos.

Tiene como principal objetivo separar fluidos bifásicos, Gas y Petróleo, aunque su utilidad en

la separación Gas- petróleo- Agua, también tiene cierta importancia, en la separación de

fluidos petroleros, con fines de producción y productividad. Los separadores bifásicos son

muy comunes en un campo petrolero. Pero, es recomendable siempre especificar en forma

muy clara el número de fases que estarán presentes en el proceso de separación, ya que esto es

de gran importancia para la selección del separador adecuado, y con ello el proceso de

separación tendrá una alta eficiencia.

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2.7.9.2. Separadores Trifásicos.

Estos separadores se diseñan para separar tres fases, constituidas por el gas y las dos fases de

los líquidos inmiscibles (agua y petróleo). Por lo general, estos separadores se diseñan en un

tamaño grande, ya que deben de garantizar que las fases líquidas (agua y petróleo) salgan del

equipo completamente libre una de la otra. Es decir agua sin petróleo, y petróleo sin agua,

estos separadores son de gran utilidad en la industria, en vista que los fluidos petroleros,

siempre estas conformados por agua, gas y petróleo.

Figura 11 Separador Trifásico


2.7.9.3. Separadores Tetrafásicos.

En los procesos petroleros, se utilizan también los separadores Tetrafásicos, en los cuales se ha

previsto, adicionalmente, una sección para la separación de la espuma que suele formarse en

algunos tipos de fluidos, esto es de importancia ya formación de espumas, tiene una fuerte

influencia, en la determinación de la Eficiencia del proceso de separación.

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2.7.10. Clasificación de los Separadores, según Forma Geométrica.

Se clasifican, también a su forma geométrica. En este caso estarán presentes los separadores

Verticales; Horizontales y Esférico. En la figura 12 esquema de un Separador bifásico

Vertical. Mientras que en la figura 13 se presenta un ejemplo de un separador bifásico

horizontal.

Figura 12 Esquema de un Separador Bifásico Vertical


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Figura 13 Separador Bifásico Horizontal


2.7.10.1. Separadores Verticales y Horizontales.

En los separadores verticales, la fase pesada decanta en dirección opuesta al flujo vertical de la

fase liviana. Por consiguiente, si la velocidad de flujo de la fase liviana excede a la velocidad

de decantación de la fase pesada no se producirá la separación de fases. Mientras, que en los

separadores horizontales, la fase pesada decanta perpendicularmente en dirección del flujo de

la fase liviana, permitiendo que esta pueda viajar a una velocidad superior a la velocidad de

decantación. Tanto los separadores verticales, como horizontales son ampliamente utilizados

en la industria. En los separadores verticales, la fase pesada decanta en dirección opuesta al

flujo vertical de la fase liviana. Por consiguiente, si la velocidad de flujo de la fase liviana

excede a la velocidad de decantación de la fase pesada no se producirá la separación de fases

En separadores horizontales, la fase pesada decanta perpendicularmente en dirección del flujo

de la fase liviana, permitiendo que ésta pueda viajar a una velocidad superior a la velocidad de

decantación de la fase pesada discontinua.

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Adicionalmente al calificativo por la posición del recipiente separador se le agrega el trabajo

que realizan se tendrán separadores horizontales bifásicos o trifásicos. Esta, clasificación

estará relacionada, con la posición del recipiente y el número de fases a separar, generalizando

el proceso de separación el gas sale por el fondo del separador a través de un tubo que sirve de

romper vórtices, su aplicabilidad es escasa en la industria del petróleo, y desde su uso está

muy limitado cilindro compresor vertical u horizontal, habrá que realizar un amplio análisis

de las ventajas y desventajas de los mismos, es claro que las desventajas de un separador son

ventajas del otro.

El separador vertical, por tener mayor altura, que el separador horizontal, es más fácil manejar

el control de nivel, luego se puede señalar que el control de nivel en separador vertical no es

crítico, como lo es en el horizontal.

En un separador horizontal se puede incrementar con cierta facilidad la capacidad volumétrica,

tal como es posible agregar cilindros al separador horizontal, mientras que es imposible

hacerlo en un separador vertical. En vista que en el separador horizontal, se puede agregar

mecanismos internos, para limpiar las arenas. Luego el manejo de partículas sólidas, se maneja

con mayor eficiencia en el separador horizontal. Además en este separador se puede dejar

prevista en el diseño, algunos accesorios, como por ejemplo las bocas de visitas apropiadas,

que ayudan a eliminar las partículas sólidas.

Cuando el fluido a separar es de carácter espumoso, se recomienda utilizar un separador

horizontal, en vista que en este separador, se puede diseñar una fase del separador libre para la

espuma, aunque es lógico, que el hecho de añadir una fase para la espuma, hará incrementar el

costo del separador.

2.7.11. Ventajas y Desventajas de los Separadores

Ventajas de los Separadores Verticales

a.- Por lo normal se emplean cuando la relación gas o vapor- líquido es alta y/o cuando se

esperan grandes variaciones en el flujo de vapor/gas

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b.- Tienen mayor facilidad, que un separador horizontal para el control del nivel del líquido,

y para la instalación física de la instrumentación de control, alarmas e interruptores

c.- Ocupan poco espacio horizontal

d.- Tienen facilidades en remoción de sólidos acumulados

Desventajas de los Separadores Verticales

a.- El manejo de grandes cantidades de líquido, produce fuertes variaciones en la entrada del

líquido, lo que obliga a tener separadores con excesivos tamaños

b.- requieren de mayor diámetro que los separadores horizontales, para una capacidad dada

de gas

c.- Requieren de mucho espacio vertical para su instalación, lo que provoca problemas de

carácter económico, ya que no siempre las instalaciones cuentan con el espacio suficiente, y

tienen que comenzar a adquirir terrenos adicionales para la implementación del separador, y

de tal forma que su desempeño sea de alta eficiencia, y que las instalaciones no perjudiquen

la utilización de otros equipos.

Ventajas de Un Separador Horizontal

a.- Por lo normal se emplean cuando la relación gas- líquido es baja

b.- requieren de poco espacio vertical para su instalación

c.- requieren menor diámetro que un separador vertical, para una capacidad dada de gas de

gas

d.- Manejan grandes cantidades de líquido, optimizando el volumen de operación requerido

e.- Los volúmenes de retención facilitan la desgasificación del líquido y el manejo de la

espuma, si se forma

Desventajas de los Separadores Horizontales

a.- Cuando existen variaciones a nivel de la fase pesada afectan la separación de la fase

liviana

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b.- Ocupan mucho espacio horizontal

c.- Es difícil la remoción de sólidos acumulados.

2.7.12. Clasificación Industrial de los Separadores.

Los separadores se pueden clasificar, también, según sea la ubicación que tenga el separador

con respecto a los otros equipos, bajo este concepto habrán.

2.7.12.1. Separadores de Entrada.

Estos equipos están ubicados a la entrada de la planta, para recibir los fluidos en su condición

original, cruda; obviamente en este caso será necesario esperar la posibilidad de recibir

impurezas en el fluido.

2.7.12.2. Separadores en Serie.

El término separadores en serie se refiere a los separadores que están colocados en serie, o en

paralelo. En el primer caso la separación se realiza en forma progresiva, mientras que en la

posición en paralelo los dos separadores realizan la separación en forma simultánea.

2.7.12.3. Separadores Tipo Filtro.

Este tipo de separador, por lo general tiene dos compartimientos. Uno de ellos es un filtro

coalescente, el cual se utiliza para la separación primaria del líquido, que viene con el gas.

Mientras, el gas fluya a través de los filtros, las partículas pequeñas del líquido, se van

agrupado, para formar moléculas de mayor tamaño. Esto, ocurre debido al proceso de

coalescencia. Una vez que las moléculas se han hecho de mayor tamaño, son con cierta

facilidad empujadas por la presión del gas hacía el núcleo del filtro, y por ende separadas del

gas.

Importancia de los Separadores Tipo Filtro

El segundo compartimiento de los Separadores Tipo Filtro, está compuesto por el Extractor

de Niebla, el cual se encarga de remover el líquido remante. La eficiencia de la separación

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gas- líquido está relacionada con el tamaño de las partículas líquidas. En algunos casos, el

separador tipo filtro puede Contener un recipiente adicional, para almacenar el líquido. La

separación con el separador tipo filtro, es de utilidad para drenar partículas líquidas con

anterioridad a que el gas sea succionado por los compresores.

2.7.12.4. Separadores Tipo Tanque de Venteo.

Estos son separadores que se utilizan para separar el gas que se produce cuando se reduce la

presión del líquido. En la jerga petrolera se denomina “Flash” al cambio espontáneo que

sufre un fluido cuando la presión desciende en forma violenta. Luego al caer la presión del

fluido se producirá una separación de fases, con lo cual se obtendrá el gas y el petróleo.

Luego el separador Tipo Tanque de Venteo realizará la separación de las fases formadas.

2.7.12.5. Separadores Convencionales.

Este es un envase que se utiliza para separar una mezcla de componentes en una o dos

corrientes, líquida y otra gaseosa. Por lo general la o las corrientes líquidas contienen muy

poco gas, mientras que la corriente gaseosa contiene poco líquido.

2.7.12.6. Separadores de Liberación Instantánea.

Este es un envase que se utiliza para separar fluidos conformados por un gas que se liberan

de un líquido sometido a un proceso de liberación instantánea. En este caso parte del líquido

se volatiliza al producirse una disminución de la presión en el preparado.

2.7.12.7. Separadores Tipo Pulmón.

Este envase, puede construirse en gran tamaño que permita la acumulación del líquido. Por

lo general se instalan en sistemas de recolección de gas o en sistemas de flujo bifásico.

2.7.12.8. Separadores Tipo Centrífugo.

Estos separadores se utilizan para separar partículas sólidas y líquidas de la corriente de gas.

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2.7.12.9. Separadores Tipo Depuradores.

Los depuradores son separadores que no poseen la capacidad para realizar una separación,

gas- petróleo, en especial, cuando el volumen del líquido sea alto. Los depuradores, tampoco

tienen el tamaño adecuado, de tal forma que las fuerzas de gravedad puedan actuar, en forma

óptima, para que de esa forma haya una separación por tamaño de partículas. La principal,

función del depurador es remover los residuos líquidos de una mezcla, que tiene predominio

de partículas gaseosas, para ello en su diseño tienen elementos de impacto para remover las

partículas líquidas.

2.7.12.10. Tratadores Térmicos.

Este es un separador diseñado para tratar a una mezcla conformada por Crudo- Agua- Gas), y

que además posee facilidades para filtrar y calentar los fluidos. Por lo general este equipo, se

utiliza en el tratamiento de crudos livianos y medianos, es de gran utilidad en los campos

petroleros de Venezuela.

2.7.12.11. Torres de Destilación.

Este envase permite separar un fluido en varios componentes de composiciones deseadas.

Para ello se utilizan procesos de equilibrio térmico basado en las constantes de equilibrio

líquido- vapor. Por lo general, las torres de destilación poseen platos en los cuales se

establecen flujos en dos direcciones el gas en ascenso y el líquido en descenso. A las torres

se les pueden adicionan equipos, tales como condensadores, rehervidores, separadores de

reflujo, equipo de bombeo y equipo de control, que ayudan a la eficiencia del proceso de

separación.

2.7.12.12. Goteo en Línea.

Estos equipos se instalan en tuberías que manejan fluidos con una alta relación Gas- líquido

El objetivo es remover el líquido libre y no necesariamente todo el líquido contenido en la

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corriente gaseosa. Luego, los equipos de goteo en línea permiten la acumulación y

separación del líquido libre.

También dentro de los separadores se encuentran equipos Depuradores, Separadores Tipo

Filtro, Separadores Líquido – Líquido. Cada uno de estos equipos cumple una función

determinada e importante para los procesos industriales.

2.7.13. Parámetros que Intervienen en el Diseño de los Separadores.

Para que el proceso de separación y, además impedir problemas de operación aguas abajo del

separador, dentro del separador se incluyan ciertos aparatos, los cuales serán conocidos

genéricamente como “Internos”, entre los más conocidos se tiene.

2.7.13.1. Deflectores.

Estos dispositivos internos adosados a las boquillas de entrada, se emplean para producir un

cambio en la cantidad de movimiento o de dirección del flujo de la corriente de entrada, y así

producir la primera separación mecánica de las fases. Además de generar, un patrón de flujo

dentro de recipiente que facilite la separación final de las fases, reduciendo con ello el

tamaño de la boquilla de entrada, y en cierta medida, las dimensiones del separador a

diseñar, los cuales son de importancia sobre todo para controlar la velocidad de ingreso al

separador.

2.7.13.2. Eliminadores de Niebla.

Estos son aditivos que se colocan para eliminar pequeñas gotas de líquido que no pueden ser

separadas por la simple acción de la gravedad.

2.7.13.3. Rompe Vórtice.

Estos utensilios están adosados internamente a las boquillas de líquido y su función es evitar

el arrastre de burbujas de vapor, El arrastre es toda porción de sólidos y/o líquidos presentes

en la tubería de gas. En la actualidad el diseño de los separadores se maneja a través de los

modelos de simulación, pero de todas maneras, se debe tener en cuenta en forma teórica,

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cuales son los parámetros que intervienen en el diseño, esto es fundamental, sobre todo para

poder cotejar los valores obtenidos con el simulador.

2.7.13.4. Composición del Fluido que se va a Separar.

La mayoría de los diseñadores no analiza en fluido antes del diseño, sino que simplemente

parte de un determinado volumen, sin embargo para un correcto diseño se debe manejar en

forma clara el concepto de equilibrio de fases, separación instantánea, ya que será la única

manera, en que se pueda manejar la cantidad de líquido y gas a separar bajo las condiciones

de presión y temperatura de operación.

2.7.13.5. Presión y Temperatura de Operación.

Estos son parámetros de gran importancia de manejar en el diseño de los separadores, ya que

afectan la operatividad del separador, además que influyen en forma directa en la mayoría de

los otros parámetros, que definen la eficiencia del proceso de separación.

2.7.13.6. Determinación del Factor de Compresibilidad.

La importancia de este parámetro se ha analizado bastante en estos apuntes, luego el

diseñador deberá buscar la manera más precisa y exacta de obtener el valor del parámetro

(Z), para los cálculos de diseño del separador, de tal forma que tenga una mayor precisión, en

cuanto a los valores del Factor de Compresibilidad, que tiene una gran influencia el diseño

del separador El factor de compresibilidad se puede determinar, por alguno de los métodos

clasificados en este texto, si se utilizan métodos computacionales, las ecuaciones cúbicas son

las más utilizadas.

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2.7.14. Diseño de Separadores de Gas – Líquido.

Estos separadores fundamentalmente, se diseñan para operar a alta velocidad, proceso que

ocurre fundamentalmente por la diferencia de densidad entre el líquido y gas. En estos

separadores Una gota de líquido está sometida a tres fuerzas. La de Gravedad, La de

Flotación, y La de Empuje de Gas. La suma de las tres fuerzas, da como resultado una fuerza

resultante del proceso de separación .Cuando la fuerza dominante es la fuerza de gravedad, se

obtiene un asentamiento por gravedad. En este caso la velocidad de asentamiento (¿ t ) del

fluido se obtiene a través de la siguiente ecuación.

υt=√[ 4 xgxDP( ρL−ρG )

3 x C' ' ' ρG]……………..Ec.2.61

En donde:

(υ t)=velocidad final de una partícula de diámetro. La unidad de este; si se trabaja en

el Sistema Británico de Unidades, la velocidad (ft/s). La velocidad indicará si el proceso es

controlado por la fuerza gravitacional en (ft/s).

(g)= aceleración de gravedad en (pie /s2).

(DP)= diámetro de una partícula en (pie) ;(L)= densidad de la fase líquida en (lb/PC).

(G)= densidad del gas fluyente en (lb/PC).

(C')= Coeficiente de dragado total, el cual es adimensional. Para partículas que tengan

un tamaño entre (1000-100000 micrones) el asentamiento por gravedad se puede describir

mediante la ley de Newton:, la cual tiene para un Número de Reynolds entre (500-

200000).Cuando las partículas son muy pequeñas, tal como ocurre con la neblina, en

donde se hace imposible el asentamiento por gravedad. En este caso las partículas pueden

coleasen y forman partículas de mayor diámetro, lo que provoca un asentamiento directo por

gravedad, y la fórmula es.

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υt=1 ,74 √[ gxDP( ρL−ρG )ρG ]

…………….Ec.2.62

En la industria existen equipos, que se les denomina Extractores de Neblina, los cuales

fuerzan al gas a seguir senderos tortuosos. La cantidad de movimiento de las partículas

permite el choque entre ellas o que choquen con el equipo de coalescencia. En consecuencia se

forman gotas más grandes, y las partículas de mayor tamaño se asientan por gravedad. Lo que

indica, que las moléculas de menor tamaño, y que no pueden ser separadas por gravedad, en el

proceso de coalescencia se unen entre sí, y formar moléculas de mayor tamaño, y por lo tanto

adquieren la posibilidad de ser separadas por gravedad. El fluido al entrar en él Separador,

y el gas debe de reducir su velocidad en forma abrupta, con lo que permite el inicio del

proceso de separación Gas- Petróleo, de un modo efectivo. Luego las fuerzas de gravedad

realizan el proceso de separación. Aquí las gotas del líquido bajan, mientras que las gotas del

gas suben.

2.7.14.1. Dispositivos Utilizados en el Diseño de Separadores Gas- Líquido.

En la mayoría de los separadores gas- líquido se utilizan dispositivos con el objetivo de

producir cambios en. En la Cantidad de Movimiento, en la Dirección de los Fluidos, y en su

Aceleración. Para esto se toma en cuenta que los fluidos con diferente densidad deben

poseer diferente cantidad de movimiento, y con ello se logra una separación entre ambas fases.

En el separador gas- líquido el cambio de cantidad de movimiento se aplica como una primera

etapa de separación. Es de hacer notar que los equipos Extractores de Neblina, el Cambio en la

Cantidad de movimiento son un factor importante para lograr la coalescencia de las

partículas líquidas entrampadas en el gas.

Existen ocasiones, en donde la aceleración en el proceso de separación gas- petróleo, ocurre

por las fuerzas centrífugas. En este caso el flujo es diferente al de un separador gas líquido

convencional. Estos separadores, por lo general son cilíndricos y/o verticales, los cuales

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dependen de la acción de la fuerza centrífuga para que se produzca la separación. Aquí la

corriente de entrada se dirige de tal manera que fluye alrededor de la pared en un movimiento

espiral. El líquido más pesado se mueve hacia la pared, luego cae por la pared al fondo. El gas

se mueve en la parte central del separador y fluye hacia arriba por donde sale.

2.7.14.2. Secciones de un Separador Bifásico.

En general se puede señalar que un separador bifásico (Gas- Líquido) tiene 2 secciones

básicas (la sección superior y la sección inferior). En la superior, el gas fluye hacia arriba, a

través del separador y del extractor de niebla, y las gotas del líquido caen en la fase líquida. La

sección inferior permite que las burbujas de gas en el líquido emerjan y pasen a la fase de gas.

Un recipiente de tamaño adecuado tendrá un espacio apropiado en cada sección, para permitir

que estas funciones se lleven a cabo con una máxima eficiencia. Es posible que siempre haya

algún arrastre de una fase a la otra, aunque es lógico que ese arrastre haya que mantenerlo

dentro de los límites, donde no cause problemas operacionales al proceso. Es necesario hacer

resaltar, que la selección de un separador nunca debe de ser arbitraria.

Por ejemplo no se debe de seleccionar un Separador Horizontal, Vertical, Bifásico o Trifásico,

solo basado en algunos aspectos, ya que todos ellos, pueden ser efectivos si están bien

diseñados, es posible que la selección haya que hacerla más sustentado en factores

económicos. En vista que en igualdad de costos, un separador horizontal, por ejemplo, tendrá

mayor capacidad para la fase líquida que un separador vertical. Aunque; cuando si hay

problemas de arenas sería recomendable utilizar el separador vertical.

2.7.14.3. Diseño de Separadores Bifásicos (Gas- Petróleo).

Estos recipientes se diseñan sobre el fundamento de que el crudo así tenga agua, no será

deshidratado dentro del separador. El objetivo es separar las fases líquidas y gaseosas. Por lo

general la corriente de alimentación tiene a la entrada del separador una velocidad

apreciablemente alta. Lo que provoca, que la cantidad de movimiento en la entrada del

separador sea alto. Esto trae como consecuencia, que se tengan que utilizar unos dispositivos,

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con el objetivo de producir cambios en la cantidad de movimiento además de establecer

cambios en la dirección del fluido de alimentación y en su aceleración.

2.7.14.4. Dispositivos, que cambian la cantidad de movimiento.

Dispositivos Tipo Deflectores.- Estos dispositivos tienen su función de trabajo por agitación

mecánica y se diseñan en forma de placa o de ángulo, en forma de cono o de semiesfera. El

principal objetivo de los deflectores es lograr un cambio rápido en la dirección y en la

velocidad de la corriente de entrada, ya que esto es una de las principales razones de

separación de los fluidos (gas- líquido). El diseño de los deflectores se fundamenta en que

deben resistir la carga que origina el impacto de los fluidos a la entrada del separador.

Dispositivos Tipo Ciclón.- Estos dispositivos funcionan mediante fuerzas centrífugas. Luego

la entrada de los fluidos al separador se hace mediante chimenea ciclónica. Estos equipos

tienen una velocidad de entrada de 20 pies por segundo (20 ft/s). El proceso se lleva a cabo en

una chimenea, en la cual el diámetro es cercano a las 2/3 del diámetro del separador. Mientras,

que la caída de presión se encuentra en el rango de 1- 5 (psia). Es posible, que cuando se

utilice un separador vertical, a la entrada del separador la velocidad del líquido sea tangencial

hacia las paredes internas del separador, lo que provoca la formación de un vórtice, y el

separador queda desactivado y el gas se iría con el petróleo por la parte inferior del separador.

2.7.14.5. Diseño de Separadores Verticales y Horizontales Bifásicos.

El diseño de un separador, en general involucra la aplicación de las fórmulas inherentes al

comportamiento de los fluidos y el posterior dimensionamiento de la unidad. Sustentado en

ello es que se desea que el diseñador, tenga los conocimientos básicos, de fases, constante de

equilibrio de fases líquido-vapor, en muchos casos se presentan dos alternativas, para la gran

mayoría de los parámetros que intervienen en forma directa el diseño. Una sugerida por la

GPSA y la otra por PDVSA. Al compararse los espacios que deben preverse para cada parte

del recipiente, resultará la longitud final recomendada, así como la relación de esbeltez (/D).

Aquí primero se realizaran las indicaciones para los cálculos de las unidades verticales En las

figuras 13 se muestra el diseño de un separador vertical para las fases Gas (Vapor) y Petróleo.

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Figura 11 Diseño de un Separador Vertical, según Norma PDVSA

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Primera Sección de un Separador Tal como fue señalado antes, en esta sección deben

predominar las fuerzas de gravedad .Las gotas del líquido están sometidas fundamentalmente

a las fuerzas de gravedad y las originadas por el movimiento del gas, como son, por ejemplo

las fuerzas de flotación .Pero, esta fuerza es pequeño si se controla la turbulencia en el gas.

Para el fluido gaseoso se tiene la velocidad crítica, que se relaciona con las densidades de los

fluidos y una constante empírica

2.7.15. Parámetros a Calcular para el Diseño de Separadores Verticales

Gas-Petróleo:

La Gravedad Específica del Petróleo, Adimensional.

Caudal de Petróleo a condiciones de operación, en pie3/s.

Caudal de Gas a condiciones de operación, en pie3/s.

Fracción Volumétrica de petróleo Alimentado al separador, Adimensional.

Densidad del Petróleo, en lb/pie3.

Densidad del Gas, en lb/pie3.

Densidad de la Mezcla, en lb/pie3.

Velocidad Crítica del Gas, en pie/s.

Área vertical requerida para el flujo de gas (AG), en pie2

Diámetro del Separador, en pie.

Volumen de retención de petróleo, en pie3.

Volumen de retención máximo de petróleo, en pie3.

Altura del petróleo en pulgadas.

Velocidad de entrada de la mezcla, en pie/s.

Velocidad de salida del gas, en pie/s.

Página 93


Velocidad de salida del petróleo, en pie/s.

Diámetro de la boquilla de entrada, en pulgadas.

Diámetro de la boquilla de salida del gas, en pulgadas.

Diámetro de la boquilla de salida del petróleo, en pulgadas.

Altura, en pulgadas.

Altura desde Boquilla Entrada hasta el Fondo de la Malla, en pulgadas.

Área de la malla, en pie2.

Diámetro de la malla, en pie.

Distancia mínima permisible entre el tope de la malla y la boquilla de salida de gas,

en pulgadas.

Altura efectiva de separación del separador, en pie.

2.7.16. Parámetros a Calcular para el Diseño de Separadores Horizontales

Gas-Petróleo:

La Gravedad Específica del Petróleo, Adimensional.

Caudal de Petróleo a condiciones de operación, en pie3/s.

Caudal de Gas a condiciones de operación, en pie3/s.

Caudal de la Mezcla, en pie3/s.

Fracción Volumétrica de petróleo Alimentado al separador, Adimensional.

Densidad del Petróleo, en lb/pie3.

Densidad del Gas, en lb/pie3.

Densidad de la Mezcla, en lb/pie3.

Velocidad Crítica del Gas, en pie/s.

Área vertical requerida para el flujo de gas, en pie2 .

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Volumen de retención de petróleo, en pie3 .

Volumen de retención máximo de petróleo, en pie3.

Diámetro del separador, en pie.

Longitud efectiva de operación LEFF , en pie.

Área vertical, en pie2.

Área del separador, en pie2.

Área vertical entre, en pie2.

Área de la sección transversal vertical disponible para el gas, en pie2.

Área vertical de petróleo requerida, en pie2.

Distancia vertical, en pulgadas.

Área vertical, en pie2.

Distancia vertical, en pulgadas.

Velocidad de entrada de la mezcla, en pie/s.

Velocidad de salida del gas, en pie/s.

Velocidad de salida del petróleo, en pie/s.

Diámetro de la boquilla de entrada, en pulgadas.

Diámetro de la boquilla de salida del gas, en pulgadas.

Diámetro de la boquilla de salida del petróleo, en pulgadas.

Área de la malla, en pie2.

Ancho de la malla, en pulgadas.

Distancia mínima permisible, en pulgadas.

Distancia vertical disponible en pulgadas.

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2.7.17. Dimensiones de Los Separadores Verticales y Horizontales Gas-

Petróleo.

Las dimensiones que debe tener un separador vertical u horizontal para una máxima eficiencia,

está relacionado con el tipo de fluido y tipo de separador a diseñar. En la actualidad la

utilización de los modelos de simulación, han ayudado a incrementar la eficiencia del diseño.

Es posible, que los parámetros de mayor importancia, y a tener en cuenta para el diseño de los

separadores sean La sección transversal de la zona de gas ;Caudal de gas que pueda manejar,

volumen de retención de líquido, velocidad crítica, área disponible para el gas, características

del crudo y tiempo de retención asignado al líquido. Para un separador vertical, se tiene por

ejemplo. Se distinguen cuatro secciones que se pueden dimensionar de manera independiente:

Distancia de la salida del vapor a la malla metálica.

Esta distancia por lo general esta especificada, aunque se puede calcular ajustándose a las

normas.

Distancia de la malla metálica al orificio de entrada.

PDVSA utiliza 3 pies, mientras que la GPSA, recomienda un mínimo de 2 pies: La separación

entre el extractor de niebla y el orificio de salida se diseña dé acuerdo con los esquemas

planteados previamente.

Distancia del orificio de entrada al nivel más alto del líquido.

Esta distancia ha de ser, por lo menos igual al diámetro del orificio de entrada, aunque por lo

general se utiliza una distancia mínima de 2 pies, para evitar que el líquido sea atrapado de

nuevo por la corriente gaseosa. PDVSA utiliza para este caso una distancia de 0,3 veces el

diámetro interno del separador, si resultará mayor de 24 pulgadas.

2.7.18. Distancia de la salida del vapor a la malla metálica.

Un separador horizontal.

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Por ejemplo. El volumen asignado al gas está comprendido entre 1/2 y 2/3 del volumen total

del separador. La razón óptima de la relación (L/D) debe estar entre 4 y 6. Pero, hay que tener

en cuenta que es más económico aumentar la longitud que el diámetro.

Para el separador vertical.

El ingeniero de diseño puede optar por seleccionar las dimensiones, según sean las normas

establecidas. Aunque en forma general, se puede señalar que todos los parámetros, tanto para

separadores verticales, como horizontales están relacionados con:

Sección transversal de la zona de gas. Este parámetro depende de la velocidad

crítica.

Caudal de gas que puede manejar. Depende del área disponible para el gas.

Volumen de retención de líquido, el cual depende de las características del crudo y del

tiempo de retención asignado. En la actualidad existen una serie de Métodos precisos y

exactos, para determinar el tiempo de retención de líquidos, lo que hará más eficiente

el diseño de los separadores.

Espacio asignado al líquido. La sección inferior del separador sé dimensiona tomando

en cuenta el tiempo de retención del líquido. Se utiliza un mínimo de 2 pies por encima

de la línea tangente inferior. El nivel más alto del líquido debe estar por lo menos 2

pies por encima del nivel normal.

2.7.19. Dimensiones de Orificios y Dispositivos de entrada y salida en un

separador.

Por lo general el diámetro de las entradas y salidas debe ser un poco mayor que el de la tubería

que va al separador, con ello se disminuyen las pérdidas por efecto de entrada y salida de los

fluidos.

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2.7.20. Fórmulas Utilizadas en el Diseño de los Separadores.

El diseño de un separador involucra la aplicación de fórmulas inherente al comportamiento de

los fluidos y el posterior dimensionamiento de la unidad. Luego para diseñar un separador de

debe tener en cuenta lo siguiente.

Composición del fluido que se va a separar.

Se recomienda que el diseñador esté familiarizado con el concepto de equilibrio de fases y

separación instantánea.

Caudal del gas en condiciones normales.

En necesario conocer en forma precisa los volúmenes de gas y líquido de separación a

condiciones de operación.

Presión y temperatura de operación (P y T).

Conocer los cambios de presión y temperatura es de mucha importancia, para la selección del

equipo a utilizar.

Valor de Z en condiciones de operación.

El valor de Z determina el volumen del gas en las condiciones de operación. Se recomienda

seleccionar en equipo más adecuado de tal forma que los resultados obtenidos en el proceso de

separación sean coincidentes, con los mismos determinados en el campo

Densidad de los fluidos en condiciones de operación.

La densidad de los fluidos interviene en forma directa. La densidad del gas, se puede

determinar con cierta facilidad. Mientras, que para el caso de los líquidos por lo general se

acostumbra a trabajar en condiciones normales, bajo el supuesto que los cambios de presión y

temperatura afecten poco el resultado final.

2.7.21. Separación por Etapas.

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En un separador bifásico (Gas- Petróleo). El vapor y líquido se separan durante el paso del

fluido a través de los separadores. Varias unidades de separadores pueden ser operadas en

serie, en un proceso de separación (gas- Petróleo).Cada una de las etapas recibe la fase líquida

proveniente del separador anterior. La condición de presión y temperatura a la cual el vapor y

el líquido se separan se le denomina Etapa de Separación, en la industria petrolera, por lo

general se utilizan dos o tres etapas, en un proceso de separación Gas- Petróleo.

Cuando un separador está trabajando a presión y temperatura dadas, siempre el deseo es

recuperar el máximo caudal de líquido a las condiciones del tanque. Uno de los métodos que

de mayor utilidad, para determinar el máximo caudal de líquido en el tanque, se refiere a la

cuantificación del Factor Volumétrico del petróleo (B0 ) , para lo cual se varía la presión de

separación, mientras que la temperatura se fija, según sea la temperatura del fluido que entra a

la temperatura ambiente.

El valor de presión que resulte en un valor mínimo del factor volumétrico del petróleo, se

considera que es la presión óptima de separación El factor volumétrico se puede determinar,

también a partir del resultado del cálculo de fases a la presión y temperatura (P y T) de cada

separador y del tanque, para lo cual es necesario conocer:

Densidad y Composición del Fluido del Yacimiento. Este fluido es el fluido de

alimentación). Si solo se conoce la composición del fluido del yacimiento, se puede

calcular la densidad a las condiciones del yacimiento, según los métodos utilizados en

la característica del gas natural.

Peso Molecular y la Densidad a Condiciones de Tanque de la fracción más

pesada. La fracción tomada como, fracción más pesada de los fluidos del

yacimiento por lo general se expresa como Heptanos y compuestos más pesados, este

compuesto se simboliza como(C7+ ) .

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2.7.22. Los cálculos de diseño de separadores se pueden llevar a cabo

también utilizando simuladores.

Aunque hay que tener bien claro, el tipo de simulador que se utiliza, de tal forma que se

puedan cotejar los datos. El proceso de separación, se lleva a cabo en varias etapas,

dependiendo del número de etapas del proceso se tiene:

Si por ejemplo, un proceso de separación gas- petróleo se realiza a través de 3 etapas,

se tiene que:

RGPxgG del separador +RGPxgG del tanque

gG= --------------------------------------------------------…Ec.2.62

RGP separador +RGP del tanque

R= RGP separador +RGP tanque ................Ec.2.63.

Influencia de las Correlaciones Matemáticas en el Diseño de Separadores.

En el proceso de separación muchos datos se pueden obtener por correlación, en donde los

datos se encuentran graficados, y se pueden encontrar correlaciones aplicadas al proceso de

separación .Por ejemplo el volumen equivalente (VEQ), Este volumen representa al volumen

del gas en el segundo separador y se determina por la siguiente fórmula:

VEQ=RSP2+RST+133 ,300γ0

M 0 ………Ec.2.64

También la adición de gas producido (AGP), que está relacionado con la masa de gas

producido en el segundo separador y junto al gas del tanque se relaciona con las tres etapas

del proceso de separación, el (GAP) se determina de siguiente forma:

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AGP=T SP2 xγgsp 2+RST xγGst …Ec.2.65

γ GR=(RSP 1 xγGSP 1+4600 xγ0+GAP)

(RSP1+VEQ )

……….Ec.2.66

Donde (gGR) es la gravedad del gas residual en el proceso de separación.

2.7.23. Diseño de Separadores Verticales y Horizontales Gas- petróleo:

Para el diseño de estos equipos se puede seguir la siguiente secuencia.

2.7.23.1. Velocidad Crítica (VC).

Esta velocidad es de gran importancia, ya que cuando se trabaja por debajo de su valor, se

tendrá la seguridad, que las fuerzas de gravedad predominan en la sección, luego es posible

separar las moléculas líquidas de las gaseosas por gravedad, ya que las líquidas por ser más

pesadas que las gaseosas, se separan. Esto es de vital importancia, ya que si se logra ese

efecto, las gotas del líquido caen por gravedad al fondo del recipiente, en caso contrario serán

arrastradas por la corriente del gas. El cálculo de la velocidad crítica se fundamenta en la ley

de caída libre de Newton y se sustenta en la siguiente ecuación:

υC=K √( ρL−ρg )ρg ……….Ec.2.67.

En donde (nC)= velocidad crítica en (pie/s); (g) es la densidad del fluido gaseoso a

condiciones de operación en (lb/ft3) y (L) es la densidad líquida en condiciones normales o

estándar si sé está trabajando en el Sistema Británico de Unidades, la presión será 14,7 lpca y

la temperatura 60 F o 520 R. Esta ecuacion se utiliza para determinar la velocidad crítica,

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parámetro de gran importancia para el fácil y correcto diseño de los separadores .La ecuación

es válida, , solo hay que tomar en forma correcta el valor de la constante (K). Esta constante

(K), es la constante de Souders y Brown El valor numérico de la Constante de Souders y

Brown, permite predecir el comportamiento de los fluidos dentro de un recipiente. Por lo

generan se manejan 2 consideraciones, para obtener el valor de (K), las cuales son diferentes

según sea el separador.

2.7.23.2. Para un Separador Vertical.

Se tiene:

Criterio de la GPSA Esta empresa, asume que la constante tiene un valor de (0,35),

valor tomado a una presión de 100 (psig). Luego el valor de (K) disminuye en (0,01)

por cada 100 (psig), y de esta forma se pueden determinar las variaciones de la

constante.

Criterio Británico, el cual ha sido asimilado por PDVSA, y se considera dentro de

la Normativa PDVSA, para el diseño de separadores. Para obtener el valor de (K) en

un separador vertical se deben de conocer las tasas másicas del líquido (WL) y del gas

(WG). Ambas en (lb/s), y según el valor de la relación másica (WL/ WG). Lo que

significa que hay que obtener las tasas másica, para la fracción líquida y de vapor,

luego el valor de (K) será el siguiente.

(W L

WG)<0,1

K = 0,35 …Ec.2.68

0,1<[W L

W G]<1,0

K = 0,25 ..Ec.2.69

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[W L

W G]>1,0

K =0,20 ….Ec.2.70.

Es lógico pensar, que los valores de (K), según el criterio del cálculo serán determinantes en la

cuantificación de la velocidad crítica del gas dentro del separador, y por ende en la selección

del diámetro del separador. En general la constante (K) tiene un valor mayor en el separador

horizontal que en uno vertical. Además se emplea un factor de corrección de la longitud, que

por lo general incrementa el valor de (K). Aunque, es necesario dejar en claro que este valor

varía de acuerdo a los diseñadores. Esto hace variar el valor de la velocidad crítica. Por

ejemplo para separadores verticales, existen una serie de ecuaciones que se pueden utilizar

para el cálculo de K, como por ejemplo:

υC=0,16√ ( ρL−ρg )ρg (NATCO; PEERLES) …..Ec.2.71

nC =0,157 √ ( ρL−ρg )ρg (EPRCO) ……Ec.2.72

nC =0,167√ ( ρL−ρg )ρg (EXXON) ……Ec.2.73

2.7.23.3. Para un Separador Horizontal.

Se tiene que el Criterio de la GPSA, la cual recomienda un valor para el parámetro (K) entre

0,40 y 0,50 valor que se ha obtenido en forma empírica, por lo tanto no hay posibilidad de

demostración o justificación de los valores.

Criterio de PDVSA. En este caso, PDVSA hace la selección sobre la base de

la relación longitud / diámetro (L/D) del separador ambos expresados en pie.

Se recomienda para la longitud un mínimo de 7 pies (P). El criterio que se

sigue para seleccionar el valor de K se expresa de la siguiente forma:

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2,5<[ LD ]<4,0

K =0,40 …..Ec.2.74

4,0<( LD )>6,0

K=0,50 …..Ec.2.75

( LD )>6,0 K=0 ,50√ L

LBase …Ec.2.76

(Lbase]= (6,0(x(D) ……Ec.2.77

Dónde:

(D)= diámetro del separador en pie. En muchas ecuaciones la relación

√ LLBase Se representa como una relación matemática, a través de la siguiente

ecuación:

√ LLBase

=√ L20 ……..Ec.2.78

También existen otras fórmulas para determinar K en los Separadores Horizontales, como por

ejemplo:

nC =0,16√ ( ρL−ρg )ρg x√L (NATCO) …………….Ec.2.79

nC =0,157√ ( ρL−ρg )ρg √ L

20 (EPRCO) ………….Ec.2.80

nC =0,4√ ( ρL−ρg )ρg √ L

20 (EXXON) ………….Ec.2.81

Un incremento en el valor de (K) puede ocasionar, que al calcular la velocidad crítica del

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fluido, su valor permita, inferir un aumento en el arrastre del líquido en la fase gaseosa. Por lo

que es de vital importancia el manejo adecuado de la constante. Además, se debe de tener en

cuenta que la calidad del gas depende fundamentalmente de la velocidad permitida en el

proceso de separación, para determinar la velocidad del gas se debe considerar su tendencia a

formar espumas. La densidad del Gas y del líquido se puede determinar a través de las

siguientes fórmulas:

ρG=POP xM A

ZxRxTOP

=Pop xγG x 28 , 97

Z . R .T Op …….Ec.2.82

ρL=γO x62 ,4278 ………..Ec.2.83

En donde (POP )es la presión de operación expresada en (lpca); (T Op )es la temperatura de

operación expresa en (R); (M A ) es el peso molecular aparente en (lb/lbmol); (γ G )es la

gravedad específica del gas al aire y (γO ) es la gravedad específica del crudo en condiciones

normales de presión y temperatura.

2.7.23.4. Alternativas Posibles para la Velocidad Crítica.

Cuando el fluido a separar está conformado por crudos espumosos. En este caso algunos

diseñadores de separadores acostumbrar a dividir entre diez (10) la velocidad del gas

calculada, como si fueran crudos convencionales.

Algunos diseñadores de separadores instalan tabiques enderezadores o placasen la

sección central de la unidad. Con, ello se logra reducir la turbulencia y se obtiene un

asentamiento del fluido con menor cantidad de espuma.

Con el objetivo de reducir la formación de espuma, se puede permitir un mayor tiempo de

retención del líquido, y con ello es posible garantizar la separación con mayor eficiencia y

reducir la formación de espumas. Ahora para garantizar; que se cumpla este postulado la

longitud del separador debe de ser la adecuada, para el separador y su sección transversal

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tiene que ser la mínima requerida. Cuando se diseña un separador horizontal, por ejemplo

se puede dejar un espacio libre para la formación de espuma. Cuando esto sucede la

empresa PDVSA, recomienda que al diseñar separadores horizontales trifásicos, la mínima

longitud para cada fase sea de doce (12) pulgadas.

2.7.23.5. La Espuma como Agregado en el Diseño de Separadores.

La espuma es un agregado de burbujas separadas unas de las otras por películas delgadas, lo

cual forma un sistema coloidal, producto de al dispersión de un gas en un líquido. Una burbuja

se puede definir como un glóbulo de gasa rodeado por una masa o película fina de líquido.

La formación de espuma es producto de la elevación de un gas hasta la superficie de un

líquido, en donde por acción de la tensión superficial del líquido se originan las burbujas, las

cuales permanecen durante cierto periodo de tiempo sin coalescencia y sin ruptura dando

origen a la espuma Si, en el fluido existen componentes disueltos o sin disolver, puede ser los

causantes de la aparición de la espuma. en la superficie.

La estabilidad de la espuma producida puede variar. Por lo general la espuma se forma en

fluidos que contienen agentes surfactantes activos. Estos compuestos, por lo general son

adsorbidos en la interface. Se podría señalar que la formación de espuma tiene sus inicios en

los yacimientos, donde las rocas productoras, por diferencia de permeabilidad,

humectabilidad, mojabilidad, gravedad del crudo, altas temperaturas y presiones permiten el

flujo del mismo. La espuma puede presentarse en columnas de proceso, tanques agitados y en

reactores en los que el producto formado es gaseoso. La espuma es producida en sistemas que

poseen como única combinación de tensión interfacial, viscosidad y concentración de soluto o

sólido suspendido.

Las espumas son termodinámicamente inestables, respecto a la separación de sus componentes

de gas, y una apreciable energía superficial es liberada en el rompimiento de las burbujas de la

espuma. Las espumas son de fácil generación. Son emulsiones esféricas separadas por

películas de líquidos que pueden tener hasta varios pies de espesor. Las espumas tienen la

característica de perecer frente al drenaje del líquido y formar poliedros. Las investigaciones

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han propuesto una serie de sistema para la inhibición de las espumas. Es por ello que se han

desarrollado las técnicas físicas antiespumantes, las cuales incluyen métodos mecánicos o

eléctricos para producir deformaciones en la espuma.

También existen los métodos térmicos que involucran calentamiento o enfriamiento, y con

Inhibir la acción de espuma. También están los métodos mecánicos, los cuales consisten en la

aplicación de choques a la superficie de la espuma, esto se hace con el propósito de colapsar o

romper la burbuja, por lo general estas acciones tienen una baja eficiencia, en vista que ellas

no tienen un efecto consistente y sus requerimientos de energía pueden no justificar sus

resultados.

2.7.23.6. Métodos Químicos para el Rompimiento de la Espuma.

También existen dos métodos químicos, para el rompimiento de la espuma. Uno de ellos se

fundamenta en causar la desestabilización de la sustancia a ser adsorbida. El otro método

consiste en realizar cambios químicos en la capa de adsorción, dejando una estructura nueva.

Aunque, quizás una forma eficiente de romper las espumas, es con la acción de los

rompedores de espuma química, en vista que los antiespumantes efectivos causan una rápida

desintegración de la espuma

2.7.23.7. Determinación de la Tasa Volumétrica del gas (JG).

Uno de los aspectos, que habría que tener muy en cuenta en el diseño de separadores, es que el

flujo volumétrico del gas (JGV) se conoce o viene expresado en millones de pies cúbicos

normales por día (MMPCND). Pero, el transporte por gasoductos nunca se realiza en estas

condiciones, sino que se lleva a cabo en condiciones de presión y temperatura de operación

muy por encima de los valores estándares. Según las unidades expresadas para el flujo

volumétrico, son las del Sistema Británico de Unidades. Es decir una presión de 14,73 (lpca) y

temperatura de 60 F o 520 K Una de las fórmulas propuestas para cambiar el flujo volumétrico

en condiciones normales o estándar a condiciones de operación es:

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ϑCO=(ϑCE )x (PCE )x (TCO )x (Z )

(PCO) x(T CE) ………..EC.2.84

En donde:

(JC0)= tasa de flujo volumétrico a condiciones de operación en ( pie3/s).

(JCE) =flujo volumétrico en condiciones normales o estándar, en el Sistema Británico

de Unidades son temperatura (60 F o 520 R), presión (14,73 lpca). En este caso el

caudal se expresa en millones de pies cúbicos normales por día (MMPCND).

(PCE) = presión en condiciones estándar o normal.

(TCO)= temperatura en condiciones de operación (R).

(Z)= Factor de compresibilidad a condiciones de operación.

(PCO)= presión a condiciones de operación en (lpca).

(TCE)= temperatura en condiciones estándar o normal.

Hay autores que cuestionan la utilización de la ecuación (2.84), para determinar el caudal de

operación. El cuestionamiento está relacionado con los problemas con las unidades, ya que

para convertir pies cúbicos normales (PCN) a pies cúbicos de operación (PCO), habría que

utilizar el volumen molar. En el Sistema Británico de Unidades el volumen molar es igual a

379,63 (PCN/lb mol). Esto tiene como significado que una libra mol de un gas a una presión

de 14,73 lpca y temperatura de 60 F o 520 (R) ocupa un volumen de 379,63 pies cúbicos

normales (PCN). El factor de compresibilidad se compresibilidad (Z), se puede determinar en

forma gráfica, o a través de algunas de las fórmulas que se utilizan en los cursos de gas, como

también se puede utilizar una ecuación de estado cúbica (EEC), incluso también se pudiera

utilizar la fórmula combinada de los gases, la cual se formula de siguiente forma:

PCE xT CE

ZCE xT CE

=POP xV CO

ZCO xT CO ……..Ec.2.85

En la ecuación (2.85) (CE) son las condiciones normales, mientras que (CO) condiciones

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operacionales. La ambigüedad se explicara con un ejemplo concreto, y para ello se utilizara el

Sistema británico de Unidades:

El error porcentual entre estos dos valores es de (0,15%). Lo que indica que el error es

despreciable y se podría asumir que tienen el mismo valor, que da el mismo resultado por

ambos métodos de cálculo. Es decir, por cualquiera de las formas de cálculo el resultado es el

mismo, porque el error es despreciable. Lo que indica, que es válido calcular la tasa

volumétrica del gas por la ecuación (2.85). En todo caso lo importante es determinar el flujo

volumétrico del gas, en vista que se utiliza para calcular el área de la sección transversal del

separador. Aunque en algunos casos es necesario determinar la tasa volumétrica de operación,

para ello se utiliza la siguiente fórmula:

JG(diseño) =1,2 JG(operacional) ……..Ec.2.86

2.7.24. Calculo del Área de la Sección Transversal del Separador (Ag).

Esta sección se determina por la siguiente fórmula

Ag=ϑ g

υC ………Ec.2.87

En donde

(AG) = área de la sección transversal para el gas en pie cuadrado (pie2).

JG = Tasa volumétrica del gas en (PC/s).

(nC)=velocidad crítica del gas en (P/s).

En algunos casos se prefiere determinar para separadores verticales el área de flujo (Aar), para

ello se utiliza la siguiente ecuación:

Aar=ϑ g(diseño )

υC ….........Ec.2.88

2.7.25. Determinación del Diámetro Interno del Separador.

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Este parámetro se calcula bajo la premisa que el área del separador bifásico se debe cumplir

que A=2 Ag

D i=√ 4 xAg

π ………..Ec.2.89

En donde:(Di)= diámetro interno del separador en pie (P); (AG) = área de la sección transversal

del separador en pie cuadrado (P2). La altura de cada una de las fases debe seleccionarse

considerando estos factores. Después de seleccionar el diámetro comercial adecuado del

separador, se puede proceder a estimar la altura del recipiente del separador. La selección de

este parámetro se fundamenta en el tipo de fluido que se va a separar. Se considera que la

altura de la sección transversal del separador reservada para cada una de las fases, se llega a la

selección adecuada del recipiente. Si el separador que se desea diseñar es un horizontal

bifásico. La altura para el gas (hg), tiene la misma dimensión que la altura del líquido (hL)

Esto significa que la altura para el gas y el líquido son de igual dimensión.

Para determinar el diámetro de un separador horizontal bifásico. Primero se parte de una

relación (hg/D) igual a 0,50 (estos son datos que están tabulados, y son de utilidad para

relacionar los diámetros con los volúmenes parciales). Esto significa que se comienza el

diseño dejando la mitad de la sección transversal para el gas, y la otra mitad para el petróleo.

En el caso que el petróleo fuese espumoso, será necesario dejar un espacio permisible para la

espuma. Lo recomendable es dejar el espacio ubicado en el centro del separador, y equivale a

1/3 del diámetro (hg/D=0,333.

La sección restante se reserva para el líquido (hL/D) =0,333. La altura mínima del espacio de

vapor encima del nivel del líquido más alto debe ser, por lo menos igual al 20% del diámetro

del separador. Si se utiliza un extractor de niebla, debe colocarse en un plano horizontal de 38

a 45 cm, como mínimo por encima del nivel máximo del líquido, para evitar que se tapen los

fluidos arrastrados por el oleaje. Se supone que la longitud costura a costura de un separador y

longitudes comunes comienzan con 7,5 pies y aumentan en incrementos de 2,5 pies.

Sección de Extracción de Neblina o Coalescencia.

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Una vez que el gas sale de la sección de las fuerzas gravitacionales entra al extractor de

niebla. Aquí deben de ser removidas todas las gotas de líquido que se encuentran en el gas, el

objetivo de esta sección es que gas salga lo más seco posible.

Sección de Recepción de Líquidos.

Esta parte del separador se diseña sobre la base del tiempo de retención del líquido (trl). Este

tiempo debe ser suficiente para permitir la salida del gas atrapado en el fluido. Si el separador

es trifásico (agua- petróleo- gas). El (trl) tiene que ser suficiente para hacer posible que ocurra

la separación del crudo en el agua, y el agua debe quedar libre de crudo.

Sección de Manejo de Fluidos.

Existen ocasiones, en que la sección de manejos del fluido líquido del separador tendrá un

tamaño basado en el tiempo de retención. El principio físico para los cálculos del separador es

la ley de caída libre de una partícula. En este caso se asume que la partícula en cuestión tiene

la forma de una esfera a través de un fluido, con ello se puede determinar la velocidad de

asentamiento, para lo cual se obtiene la siguiente ecuación:

υt=√ 4 xgxDP( ρp−ρ )3 C ………..Ec.2.90

En donde:

( nt ) = es la velocidad de asentamiento.

(g)= es la aceleración de gravedad.

(Dp)= diámetro de las partículas.

(p)= densidad de las partículas.

()= densidad del fluido.

(C)= coeficiente de arrastre.

Este coeficiente es una función del número de Reynolds, se utilizará de dos formas, ambas

forman se sustentan en que las burbujas del líquido que suben o caen a través del líquido, se

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fundamentan en un flujo de tipo flujo laminar, lo cual es válido cuando las partículas son de

tamaño pequeño, la fórmula matemática queda:

υt=gxDP( ρ−ρP )18 μ

( subiendo)……….Ec.2.91

υt=gxDP( ρ p−ρ)18 μ (bajando) …………..Ec.2.92

Para cuantificar el (trl) se pueden utilizar pruebas de campo, al no disponer de datos de campo

se puede utilizar la ecuación de Stokes:

υP=(18 ,5 )x (DP

2 )( ρ1−ρ2 )μ ………Ec.2.93

En donde:

(DP) = diámetro de las partículas.

Cuando no se conoce el diámetro de las partículas se pueden utilizar 100 micrones (100

mm). Hay empresas como la EXXON que recomienda utilizar como tamaño de partículas para

crudos menores a 35 API 125mm. Mientras que para crudos con gravedad mayor a 35 API, se

usa un tamaño de partículas de 90 mm. En la ecuación (39) (1 -2) = densidad de las partículas

y (μ ) = viscosidad del fluido, estos parámetros se puede estimar a partir de las propiedades

físicas de los fluidos; y (nP) es la velocidad de las partículas, para la cual la EXXON

considera como máximo valor a 10 pulgadas/ minuto. Para determinar la tasa volumétrica del

líquido en separadores bifásicos se utiliza la siguiente ecuación:

ϑ L=W L

ρL ………….Ec.2.94

Donde:

(JL) = tasa volumétrica líquida (PC/s).

(WL) = tasa másica líquida (lb/s).

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(L)= densidad líquida (lb/PC). El volumen de retención de líquido para un separador

vertical se determina por:

Vrl=60xJLxtrl ……………..Ec.2.95

Dónde:

(Vrl) = volumen de retención del líquido en (PC).

(JL)= tasa volumétrica del líquido en (PC/s).

(trl) = tiempo de retención del líquido en (minutos).

Esta fórmula en algunos casos se puede utilizar, la tasa volumétrica del líquido de diseño (JL

diseño), en lugar de (JL), para ello basta con multiplicar (JL) x1, 2.

2.7.26. El Tiempo de Retención del Líquido (trl).

Este tiempo de retención para crudos livianos y medianos se estima en tres minutos (3), pero si

hay problemas de emulsiones debe de ser mayor a los tres minutos. Si se calculan las

velocidades de asentamiento y se conoce el nivel del líquido se puede estimar el tiempo de

retención, el cual se obtiene dividiendo la distancia máxima que las partículas de líquido

deben recorrer entre la velocidad de asentamiento. Las normas de PDVSA para el cálculo de

separadores verticales, tiene los siguientes criterios para el tiempo de retención:

1,5 minutos para destilados y crudo con gravedades API³ 40.

3 minutos para crudos espumosos, en condiciones operaciones y gravedades

API entre 25 y 40.

5 minutos para crudos que sean considerados espumosos y/o gravedades API

por debajo de 25. Para separadores horizontales bifásicos el (t rl) se determina,

según: la siguiente fórmula:

t rt=V L

60 xϑ L …………..Ec.2.96

Dónde:

Página 113


(VL)= volumen de retención del líquido en ( pie3).

(JL)= tasa volumétrica del líquido en ( pie3/s). Ajustar (L).

Cuando sea necesario, para que de una relación (L/D) entre 2,5 y 6. Este es el rango

aceptado por la Norma PDVSA. Para separadores horizontales bifásicos. Para determinar la

altura del líquido en un separador vertical se utiliza:

H L=(V rl

A ) ………….Ec.2.97

Donde

(HL)= altura del líquido (pies).

(Vrl)= volumen de retención del líquido en ( pie3).

A= área de la sección transversal en (P2).

Para determinar la longitud o altura del separador vertical, se tiene que:

HS=2CM+HM+Nod+Ho+Hr ………..Ec.2.98

CM=((D Is−N od)2 )

………..Ec.2.99

H r=( V rl

Aar)

……………Ec.2.100

Se recomienda que la distancia entre la entrada al separador y el nivel más alto del líquido sea

un mínimo de dos pies, luego (Ho=2 pies).

2.7.27. Velocidad en la boquilla de entrada en un separador vertical.

Esta .velocidad se debe de calcular, sobre la premisa, que la velocidad permisible en la

boquilla, no debe de exceder del 80% de la velocidad de erosión, si esta premisa se cumple, se

podrá estar seguro que la entrada del fluido al separador tendrá una alta eficiencia. La

Página 114


experiencia indica, que la velocidad real del fluido en la boquilla no debe exceder de un valor

máximo igual a 30 (ft/s), con la determinación de esta velocidad, y la fórmula es:

υb=80

√ρM ………Ec.2.101

Dónde:

(υ b)= velocidad en la boquilla en (pie/s).

(m) = densidad de la mezcla en (lb/ pie3).

Para determinar la densidad de la mezcla se utiliza la siguiente fórmula:

ρM=[ (W L+W g )(ϑ L+ϑ g ) ] …………Ec.2.102

Dónde:

(WL) =tasa másica de flujo líquido.

(WG)= tasa másica de flujo gaseosa en (lb/s).

(JLy JG)= tasa Volumétrica líquida y gaseosa en ( pie3/s).

El diámetro de la boquilla (Db), el cual debe quedar expresada en pies, y se utiliza la fórmula:

Db=[ 4(ϑ L+ϑ

πxυb]0,5

………………Ec2.103

2.7.28. Determinación de la longitud total del Separador.

Página 115


Para determinar la longitud total del separador, de tal forma que se cumpla la norma que (L/D)

debe estar entre 2,5 y 6, hay atender a una serie de indicaciones:

La boquilla de entrada debe estar aproximadamente 2/3 de la carcasa, por encima de la

costura inferior de la cabeza la carcasa.

Condición de la boquilla de entrada debe de estar equipada con un dispositivo

denominado deflector o caja, a la entrada del separador. La sustentación de este aparato

es para que el proceso de eliminación del gas de la fase líquida sea más eficiente, y con

ello se asegure la eficiencia del proceso de separación de fluidos petroleros.

La distancia mínima entre la entrada y el nivel normal del líquido debe de ser de dos pies

(2 ft).

Se debe de dejar un mínimo de tres pies (3pie) entre la entrada y el fondo del extractor

de niebla.

Distancia mínima entre la boquilla de entrada y el nivel normal del líquido debe ser

0,3 veces el diámetro.

Se debe de permitir un espacio igual a 0,60 veces el diámetro entre la entrada y el fondo

del extractor de niebla.

La velocidad del gas en la boquilla de salida ha de ser de 60-90 (P/s), mientras que la

velocidad del líquido en la descarga del separador debe de ser de tres pies por segundo (3

ft/s). La determinación de estos parámetros es de gran importancia, para la cuantificación

de la eficiencia del cilindro compresor, utilizados en la compresión del gas natural.

La conexión del drenaje no deberá utilizarse como salida normal del líquido.

2.7.29. Proceso de Separación Gas- Petróleo.

Si se está trabajando con un Proceso de Separación (Gas- Petróleo), y el proceso de

separación, se realiza, bajo la condición de una Separación Instantánea. En donde (nL),

Página 116


representa el número de moles de la fase líquida y (nV) el número de moles de la fase de

vapor, mientras que (nT), representa el número de moles totales, se tiene lo siguiente:

∑i=1

n

X i=∑i=1

n Zi xnT

(nL+PVi

PnV )=1

……………Ec.2.103

La ecuación anterior permite determinar la composición de las fases vapor y líquido de una

mezcla en equilibrio. se coloca en términos de la fracción de vapor (Y I), queda la siguiente

ecuación:

∑I 01

n

Y i=∑i=1

n Z i xnT

(nV+P

PVi

xnL)=1

…………….Ec.2.104

Para encontrar la solución de las ecuaciones (2.104 y.2.105), por lo común se requiere de un

proceso de ensayo y error. Aunque el proceso puede ser simplificado, si se toma en cuenta

como base las fracciones molares de los componentes en la fase de vapor y líquida, luego

queda lo siguiente:

Y V=nV

nT ;X L=

nL

nT ; Y V+XL=1;

…….......Ec.2.105

Se pueden expresar en forma simplificada de la siguiente forma:

∑i=1

n

X i=∑i=1

n Zi

1+Y ( PPVi

−1)=1

…………..Ec.2.106

Se permite determinar la composición de las fases asumiendo valores de (Y) o (V), mientras

que la ecuación determina la composición de las fases, asumiendo valores de (X o L), a una

presión de operación determinada

Página 117


∑i=1

n

Y i=∑i=1

n Z i

1+X ( PPVi

−1)=1

………Ec.2.107

(P) y a una presión de vapor (PV). Estas últimas dos ecuaciones se aplican tanto a vapores o

líquidos ideales. A partir de la ecuación (2.107) son de utilidad para la determinación de la

composición de las fases líquida y vapor, las cuales coexisten en determinar el equilibrio a una

presión y temperatura de operación de un sistema multicomponentes. Lo que significa que las

ecuaciones son válidas en cualquier punto de la región de dos fases. Es lógico que también se

aplique en el punto de burbujeo y de rocío.

Determinación de las Condiciones Óptima de Separación de Petróleo y Gas.

Por lo general, cuando se habla de las condiciones óptimas, se refiere a los parámetros presión

y temperatura (P y T) La presión óptima de separación es aquella que produce menor

liberación de gas, crudo con mayor gravedad API y menor factor volumétrico de petróleo. La

presión óptima de un separador es aquella que estabiliza en fase líquida el máximo número de

moles de mezcla. De acuerdo a la definición, a la presión óptima se obtiene:

Máxima producción de petróleo.

Máxima gravedad API del crudo.

Mínima relación gas – petróleo.

Mínimo factor volumétrico del petróleo

En el proceso de separación de petróleo y gas, una corriente de fluido, denominada

alimentación (fluido que sale del pozo), se permite que alcance el equilibrio a la P y T del

separador. La presión del separador está sujeta a control directo por medios de instrumentos

reguladores de presión. La temperatura se determina con el fluido que entra al separador. Y

en ciertos casos la temperatura del separador es controlada por calentamiento o refrigeración.

Página 118


Proceso de Separación Gas- Petróleo.

Si el proceso de separación- gas- petróleo es de dos etapas de separación, en este caso se

recomienda seguir los siguientes pasos:

Se calcula la composición en moles de líquido y vapor por mol de petróleo del

yacimiento, cálculo que se realiza a un cierto número de presiones del separador y la

temperatura fijada de antemano.

Se toma la fase líquida del separador cuya composición se ha calculado y se determina

la composición y los moles de líquido y vapor a las condiciones de P y T del tanque.

Se determina el volumen de una libramos (lbmol), esto es válido para el Sistema

Británico de Unidades, ya que el Sistema Internacional, sería un gramomol (gmol) del

petróleo del yacimiento. Este volumen se determina a través del peso molecular

aparente del petróleo del yacimiento(M 0 ) la densidad del petróleo a condiciones de

presión y temperatura del yacimiento( ρY ) para ello se utiliza la fórmula.

V l=M 0

ρY ………………Ec.2.108.

El volumen por mol de cada componente se obtiene dividiendo el peso molecular por

la densidad líquida correspondiente. El volumen por mol de cada componente se

obtiene.

VMi =Mi/Li ………….Ec.2.109.

Se calcula el Factor Volumétrico (Bo) a cada presión del separador considerada y a

temperatura del separador, según la fórmula siguiente:

B0=V l

V T ……………Ec.2.110

Si el proceso de separación se realiza en tres etapas. En este caso el cálculo de las

condiciones óptimas se obtiene de forma similar a un proceso de dos etapas, solo que

Página 119


pasa cada una de las presiones de la primera etapa se debe considerar varias presiones

para la segunda etapa. Lo que, que indica que al finalizar la etapa (e), se tendrá una

familia de curvas para el Factor Volumétrico, una para cada presión de la primera

etapa. La curva que presente el valor mínimo para el Factor Volumétrico será la

correspondiente a la presión óptima del primer separador y a la presión

correspondiente al Factor volumétrico mínimo, se leerá la presión óptima del segundo

separador.

2.7.30. Separación Gravimétrica.

Para determinar la velocidad de las partículas a través de un fluido controlado por las fuerzas

de gravedad, se tiene la siguiente fórmula:

υt=[ (4 xgxDP(N +1)) (ρP−ρ f )

(3 xAx μN ) (ρ(1−N ) ) ](0,5−N )

…………EC.2.111

(g)= aceleración de gravedad;

(DP) = diámetro de las partículas;

(P) = densidad de las partículas;

(f) = densidad del fluido;

(m)= viscosidad del fluido. Los valores de (N y A) están tabulados en función K en la

tabla 9

Tabla 9 Datos de Constantes

Ley K A N

Stokes <3,3 24,0 1,0

Intermedia 3,3-43,6 18,5 0,6

Newton >43,6 0,44 0

Página 120



Los datos de la tabla 9 provocan que la ecuación, se conviertan en una ecuación de gran

utilidad para el diseño de los separadores, independiente de la forma del separador, el cual se

determina, según lo siguiente:

K=DP [ ( gx ρ f ( ρp−ρf )μ2 ]

1/3

………….Ec.2.112

La velocidad crítica (¿ C) de un fluido se puede determinar también conociendo la tasa

volumétrica y el área transversal, para lo cual se tiene:

υC=4 xϑ

π xFxD 2 ………….Ec.2.113

Dónde:

(J)=tasa de flujo en (PC/s);

(F)= factor de separación .En muchos casos se acostumbra a determinar la capacidad

volumétrica del separador en términos del volumen del gas en condiciones estándares, y

queda:

ϑCE=67824 xKxD2 xF1Z

xP

PCE

xTCE

Tx [ (ρL−ρG )

ρG]0,5

……Ec.2.114

En algunos casos se recomienda trabajar con la velocidad másica (nm), la cual se determina

de la siguiente forma:

υm=3600 xK [ (ρL−ρG )ρG

]0,5

………Ec.2.115

En flujo másico (m) en (lb/h) se puede determinar, según lo siguiente:

Página 121


m = 0,785 x (nm) D2xF………..Ec.2.116

Los valores de (F) son una función de la profundidad que ocupa el líquido en un separador

horizontal (d/h), (d) es la altura del separador y (h) es la fracción del líquido. En el Cuadro 6

se presentan algunos valores de estos parámetros.

Tabla 10 Valores de Parámetros de Separadores

h/d F h/d F h/d F

0,00 1,000 0,20 0,858 0,40 0,626

0,05 0,981 0,25 0,804 0,45 0,564

0,10 0,948 0,30 0,748 0,50 0,500

0,15 0,906 0,35 0,688 0,55 0,436

Fuente: Diseño conceptual de Separadores Ing. Marcías J. Martínez.

2.7.31. Diseño de Separadores Horizontales de Gas- Petróleo- Agua.

En. La figura 14 se presenta un Separador Horizontal Gas- Petróleo- Agua

Figura 12 Separador Horizontal Gas-Petróleo-Agua

Página 122



En estos separadores se ha de permitir que el agua y el petróleo se desprendan uno del otro, ya

se sabe que en estos separadores la altura para el gas ocupa la mitad del área del separador

(hg=0,5 del área total), mientras que la otra mitad es ocupada por la altura del agua (h a) y la

altura del petróleo (ho). Luego, entonces para inicial el diseño de estos separadores. Se parte de

un valor arbitrario (hg/D=0,5). La velocidad crítica del gas se determina, por algunas de las

ecuaciones, señaladas Anteriormente. (AL)= área disponible para el líquido en (pie2) y (L)= es

la longitud del separador en pies Los pies adicionales de longitud, espacio que se utilizará

para acomodar los indicadores de nivel, controles de nivel, válvulas de drenaje etc El

contenido de agua del crudo que sale del separador, no debe de ser mayor al 5%(V/V), para

fluidos que llegan al separador con un contenido de 10% o más V/V de agua La

determinación de las tasas volumétrica del gas (JG=Wg/g), y líquido (JL=WL/L), ya fueron

determinadas en los separadores bifásicos, mientras que la tasa volumétrica del agua se

determina, según lo siguiente:

ϑW=(W W

ρW)

……….Ec.2.117

Dónde:

Página 123


JW= tasa volumétrica del agua (PC/s);

Ww= tasa másica del agua (lb/s).

(w) = densidad del agua a P y T de operación en (lb/PC).

Para determinar la relación de áreas entre el agua y petróleo, se tiene que:

( A0

AW)=( ϑ O

ϑ W) …………..Ec.2.118

Donde

Ao= área para flujo de petróleo en pies cuadrados (P2).

Aw= área para flujo de agua (pie2);

(JW) = tasa volumétrica del agua en pie cúbicos por segundo.

(J0)= Tasa volumétrica para el petróleo en (PC/s). El área para flujo de agua es:

AW=AO+AW

1+(AO/ AW ) …………Ec.2.119

El Área para el flujo de petróleo se determina, según lo siguiente:

AO= (AO+ Aw)- Aw ·... Ec. 2.120

El (Aw) esta tabulado Para determinar la velocidad de elevación de las gotitas de petróleo a

través de la fase de agua, para un tamaño de partículas de 150 micrones), se utiliza la siguiente

ecuación:

υ0=1 ,072x 10−4 xD0

2( ρW−ρ0 )μW ………Ec.2.121

Dónde:

Página 124


(υ O) = velocidad de elevación de las gotitas de petróleo en pie por minutos (pie/ min).

(Do) = diámetro de las gotas de petróleo (mm);

(w)= densidad del agua en (g/cm3) ;

(o)= densidad de las gotas de petróleo (g/cm3).

(mw)= viscosidad del agua se expresa en Centipoise (CPs).

La velocidad de asentamiento de las gotas de agua en el petróleo para un tamaño de partículas

de 150 micrones es:

υw=1, 072 X 10−4 xDW

2 ( ρW−ρ0 )μ0 ……….Ec.2.122

Dónde:

(υ w)= velocidad de asentamiento de las gotas de agua en el petróleo (P / min).

(Dw) = diámetro de las gotas de agua (mm).

(mo)= viscosidad del petróleo (CPS) Tiempo de retención mínimo requerido para el

petróleo:

tW=( hW

υO)

…………Ec.2.123

Dónde:

(tw)= tiempo de retención para el agua en (min).

(hw)= altura del agua (pies).

(υ o)= velocidad de elevación de petróleo en pie por minuto (pie/min).

La velocidad de elevación del petróleo se puede determinar, también por la siguiente ecuación:

υ o AoxL ……………Ec.2.124

Página 125


(L) = longitud del separador en pie (pie): El tiempo de retención mínimo requerido

para el agua es:

t0=( h0

υW)

…………Ec.2.125

Dónde:

(to)= tiempo de retención de petróleo en (min).

(ho) = altura del petróleo en pie (P).

(υ w) = velocidad de asentamiento del agua en pie por minuto (pie/min).

La velocidad de asentamiento del agua, se determina, por la siguiente fórmula:

υ w=hw x L ……….Ec.2.126

La longitud requerida para el separador, que viene a representar un parámetro de gran

importancia para la eficiencia del cilindro separador. Para esta longitud se supone que solo las

2/3 están disponibles para un asentamiento efectivo de las partículas es:

LW=(60 xtW xϑW

AW)=90 xϑ 0 xto

A0

………….Ec.2.127

L0=32 (60 xt0 xϑ0

Ao)=90 xto xϑ 0

A0

………….Ec.2.128

Dónde:

(Lw)= longitud para el agua (pie).

(Lo)= longitud para el petróleo en (pie).

Página 126


Se recomienda tomar la longitud de mayor valor para el diseño. Si fuese necesario se deberán

ajustar los niveles de líquido para proveer un diseño razonable del separador (L/D) debe de

estar entre 2,5 y 6,0.

2.7.32. Problemas de operación de los separadores.

Los principales problemas de operación de los separadores son:

a.- Crudos Espumosos: La espuma, es causada por las impurezas y el agua presente

en el crudo. Y los problemas que causa la espumo son.

1.- Dificultad para controlar el nivel del líquido

2.- Problemas en la separación del líquido del gas.

3.- Probabilidad que el gas y el líquido salgan del separador junto con la espuma, y

con ello causar considerables pérdidas económicas. Se recomienda tener en cuenta que el

espumaje, depende fundamentalmente de la presión de trabajo y de las características del

líquido a las condiciones de separación. La capacidad del separador se puede incrementar

mediante el empleo de los inhibidores de espuma .Uno de los puntos que se recomienda tener

en cuenta en el manejo de los separadores, son las causales de la formación de espumas, tal

como las espumas actúan en forma tal, que hacen disminuir la eficiencia de los procesos de

separación. Las espumas se clasifican en: espumas de tipo mecánico, las cuales son producidas

por los altos volúmenes o las altas velocidades del fluido dentro del separador. También

existen las espumas de tipo químico. Estas espumas se producen fundamentalmente por el

uso indebido de reactivos químicos

b.- Presencia de Arenas: Los principales problemas son:

1.- Taponamiento de los dispositivos internos del separador

2.- Erosión y corte de válvulas y líneas

3.- Acumulación en el fondo del separador. Se recomienda instalar válvulas y

elementos resistentes el efecto abrasivo de las arenas, esto se debe realizar cuando se trabaja

Página 127


con fluidos arenosos. Los dispositivos instalados deben de ser capaces de remover la arena

acumulada en el separador.

c.- Velocidad de Erosión (ft/s) Esta es la máxima velocidad hasta donde se puede

permitir que se produzca una erosión aceptable o aquella por encima de la cual el desgaste del

material es exagerado. Cuando se diseñan tuberías se deben de tener en cuenta la erosiva del

gas dentro de la tubería, y por ende el desgaste de la misma. La fórmula para determinar la

velocidad de erosión es:

υe=C

√ ρf …………….Ec2.129

Dónde:

(υ e) es la velocidad de erosión en (pie/s).

(f) es la densidad del fluido para las condiciones de operación en (lb/ pie3).

(C) es una constante se utiliza como 100 para servicio continuo y 125 para servicio

intermitente y cuando el gas tiene presencia de arena, se puede utilizar un valor menor de 100

cuando.

El conocimiento de la máxima velocidad de erosión permisible en una tubería, es una gran

ayuda para seleccionar el caudal de producción, de tal forma de evitar los problemas de

erosión. La fórmula indica que la velocidad de erosión aumenta cuando disminuye la densidad

del fluido, pero los trabajos experimentales indican lo contrario. En vista que en tuberías

donde hay arena. Los gases de baja densidad producen mayor erosión que los líquidos, cuya

densidad es alta. Lo que indica que la ecuación no es aplicable cuando hay arenas en el fluido.

Para corregir esta anomalía Salamá y Venkatesh plantearon la siguiente ecuación:

h=93000 xwx υL

2

TxD2…………Ec.2.130

Página 128


Dónde:

(h)= Tasa de penetración, en milésimas de pulgadas por año (mpa).

(w) = Tasa de producción de arena (bl/mes).

(υ L) = Velocidad de impacto de la partícula (P/s).

(T)= Dureza del material (lpc).

(D) = Diámetro de la tubería (pulgadas).

Por ejemplo T=1,55x105 (lpc) y h=10 (mpy), se obtiene que la velocidad de erosión es:

υe=4 xD

√w …………..Ec.2.131

La ecuación no es válida para fluidos líquidos y se debe usar solo con gases.

d.- Parafinas: El funcionamiento de un separador se puede afectar con la

acumulación de parafina. Y, para evitar o disminuir su presencia se recomienda utilizar

inyecciones de vapor, con lo cual se limpian las regiones del taponamiento.

e.- Emulsiones La presencia de emulsiones crea problemas en los separadores de 3

fases. Las emulsiones constituyen un serio problema en separadores trifásicos. Cuando existe

la tendencia a la formación de emulsiones, el tiempo de asentamiento requerido para obtener

la separación aceptable entre el agua y el crudo puede ser apreciable.

f.- Escape de Líquido y Gas: Las pérdidas de líquido que ocurren con la fase de gas

pueden producirse por alto nivel de líquido, daños internos, espuma, inapropiado diseño, altas

velocidades del fluido a la entrada del separador, entre otros. El escape de gas en el líquido

puede generarse debido al bajo nivel de líquido, a los efectos de vórtice y a fallas en los

controles de nivel. Este efecto de “Vórtice” se origina debido a la rotación de los fluidos. El

mismo puede aparecer espontáneamente cuando se abre la válvula para descargar líquidos o

Página 129


como consecuencia de una rotación inducida. Generalmente dicho efecto se produce cuando el

tamaño de la boquilla de líquido es muy pequeño para el caudal procesado. El orificio de

salida de líquido del separador determina que tan alta será la velocidad de líquido a la salida,

debido al efecto de vorticismo. Esto a su vez tiene influencia en el nivel mínimo de líquido, ya

que éste debe ser mayor que la altura del vórtice para no generar escape de gas en la corriente

de líquido.

g.- Problemas de Arrastre, se entiende por arrastre a toda porción de sólido y/o

líquidos presentes en tuberías de gas. El arrastre es un fenómeno complejo donde gran

cantidad de variables entran en juego. En algunos casos la mayoría de éstas pueden ser

controladas de una manera óptima siempre que se conozca específicamente el origen de cada

una de ellas. Las variables remanentes que se desvían de los sistemas de control tradicionales

o comunes deberán ser tratadas por mecanismos alternos, que la ubique dentro de un rango

operativo seguro y confiable para el desarrollo general del proceso.

Cuando la velocidad del gas es relativamente elevada, éste se dispersa totalmente en el líquido,

el cual a su vez es agitado hasta formar la espuma. En el momento cuando el gas se desprende

de la espuma, pequeñas gotas de líquido son acarreadas por el gas. En un determinado

intervalo de tiempo este líquido tendrá la capacidad de acumularse y formar cantidades

considerables de líquido en la corriente gaseosa. Es posible también encontrar arrastre de

líquido por exceso en la capacidad de los separadores, en términos de relación gas/líquidos y

su composición respectivo. Otra variable del fenómeno de arrastre, con un carácter no menos

importante es la acumulación de sólidos en las corrientes gaseosas, los cuales pueden provenir

del proceso de extracción de crudo del pozo.

Consecuencias del Arrastre.

Las consecuencias que causa el arrastre va a depender del proceso que se estudie, estos efectos

dependerán de los fluidos que se manejen, como de los procesos globales que se evalúen. En

el caso particular de las estaciones de flujo este puede tener tres efectos principales: paradas a

las plantas compresoras, la precipitación de asfáltenos y por último la influencia al proceso

corrosivo en las tuberías de transporte. El arrastre de líquido afecta también a las plantas

Página 130


compresoras de gas, las cuales están diseñadas para el manejo exclusivo de corrientes

gaseosas. Su función en el proceso de producción es comprimir este fluido y llevarlo a niveles

específicos de presión de acuerdo con la necesidad de su uso posterior. En general, el gas que

descarga las plantas compresoras se transporta vía gasoducto hacia el criogénico respectivo o

se utiliza para procesos de reinyección.

2.7.33. Utilización de los Modelos de Simulación en el Diseño de Separadores

Verticales y Horizontales Gas- Petróleo.

Los resultados obtenidos a través de los modelos de simulación tienen que ser cotejados con

data real, para poder cuantificar la precisión y exactitud de los resultados obtenidos, en caso

contrario se corre el riesgo que los datos obtenidos en el simulador, no tengan ninguna

aplicabilidad. Los principales criterio de diseño de los separadores Verticales y Horizontales,

se presentan en el cuadro 11.

En el diseño de separadores, tanto horizontales, como verticales Gas- Petróleo se utiliza una

Serie de Normas, como también una serie de siglas, que son adoptados por las Normas de

diseño de PDVSA, las cuales se muestran en el cuadro 12

Tabla 11 Criterios para el diseño para Separadores Verticales y Horizontales

Separador Horizontal Separador Vertical

Servicio Limpio y crítico, por lo que se

Recomienda el uso de una malla de 5

lb/pie3 y espesor de 6 pulgadas

Servicio crítico, por lo que se recomienda el

uso de una malla, con una densidad de 5

lb/pie3 y espesos de 6 pulgadas

No tendrá entrada tangencial horizontal


Tabla 12 Niveles de Petróleo en un Separador Gas - Petróleo

Página 131


SIGLAS SIGNIFICADO

NAAO Nivel alto-alto de petróleo

NAO Nivel alto de petróleo

NBO Nivel bajo de petróleo

NBBO Nivel bajo-bajo de petróleo

FS Fondo del Separador

Fuente: Normas de diseño de PDVSA

2.7.34. Ecuaciones Establecidas por la Norma PDVSA, para el Diseño

Separador Vertical:

Velocidad critica del gas, en pie/s

υC=K √ (ρL− ρG )ρ G

……….Ec.40.1

Dónde:

ρG= Densidad del gas, lb/pie3

ρο= Densidad del petróleo, lb/pie3

K Constante.

Área vertical requerida para el flujo de gas por encima del NAAO, en pie2

Página 132


AG=ϑ G

υC

…………….Ec.40.2

Dónde:

QG = Caudal de gas a condiciones de operación, pie3/s

υC = Velocidad critica del gas en el separador, pie/s.

Volumen de retención de petróleo entre NAO y NBO, en pie3

V RL=ϑO xtR x60…………..Ec.40.3

Dónde:

QO = Caudal de petróleo a condiciones de operación, pie3/s

tr = Tiempo de retención del petróleo, min.

Volumen de retención de petróleo al accionarse una alarma entre NAO- NAAO y

NBO-NBBO, en pie3

V rL 2=ϑ O x 600S…………..Ec.40.4

Dónde:

QO = Caudal de petróleo a condiciones de operación, pie3/s.

Volumen de retención máximo de petróleo entre NAAO-NBBO, en pie3

V RM=V RL+V RL 2……………..Ec.40.5

Dónde:

VrM = Volumen de retención de petróleo entre NAO-NBO, pie3

Página 133


VrL = Volumen de retención de petróleo al accionarse una alarma entre NAO NAAO

y el NBO - NBBO, pie3.

Diámetro del separador, en pie.

DS=√ 4 xAG

π…………….Ec.40.6

Dónde:

AG = Área vertical requerida para el flujo de gas por encima del NAAO, pie2

Altura del petróleo entre NAAO-NBBO, en pulg.

hNAAO−NBB0=(4 xV RM )

ρx (DS2 ) x12 pu lg adas

…………..Ec.40.7

Dónde:

Vr = Volumen de retención máximo de petróleo entre NAAO-NBBO, pie3

DS = Diámetro del separador, en pie

Altura desde el FS-NAAO, en pulg.

hFS−NAAO=hNAA 0−NBBO+hNBBO………….Ec.40.8

Dónde:

hNAAO-NBBO = Altura del petróleo entre NAAO-NBBO, pulg

hNBBO = Altura del nivel bajo-bajo de petróleo, 9 pulg

Página 134


Velocidad de la mezcla en la boquilla de entrada, en pie/s

υE−M=60

√ ρM

……………..Ec.40.9

Dónde:

ρM = Densidad de la mezcla, lb/pie3

Velocidad de salida del gas, en pie/s

υS−G=60

√ ρG

…………..Ec.40.10

Dónde:

ρG = Densidad del gas, lb/pie3

Velocidad de salida del petróleo, en pie/s

υS−O=3 pie /s……………Ec.40.11

Diámetro de la boquilla de entrada, en pulgadas

DBOGENT=√ ( 4 xϑ M )( πxυE−M 12 pulgadas………….Ec.40.12

Dónde:

Qm = Caudal de la mezcla, pie3/s

υE−M = Velocidad de la mezcla en la boquilla de entrada, pie/s

Página 135


Diámetro de la boquilla de salida del petróleo, en pulgadas

D BSG=√ (4 xϑ G )(πxυS−G 12 pulgadas……….Ec.40.13

Dónde:

QG = Caudal de gas, pie3/s

υS−G = Velocidad de salida del gas, pie/s

Altura desde NAAO-Boquilla Entrada, en pulg

hNAAL−BOQENT=DBOQENT…………….Ec.40.14

Dónde:

DBOQ ENT = Diámetro de la boquilla de entrada, pulg.

Área de la malla, en pie2

Amall=ϑ G

υC

…………..Ec.40.15

Dónde:


υC = Velocidad critica del gas, pie/s.

Diámetro de la malla, en pie

Dmalla=DS………….Ec.40.16

Página 136


Dónde:

DS = Diámetro del separador, pie

Distancia mínima permisible entre el tope de la malla y la boquilla de salida de

gas, en pulgadas

ho=(F8 xDmalla−DBSG)

2…………..Ec.40.17

Dónde:

DMalla = Diámetro de la malla, pie

F8 = 12 pulgadas

DBSG = Diámetro de la boquilla de salida del gas, pulgadas.

Altura efectiva de separación del separador, en pie

LEFF=(hFS−NAAO+hNAAO−BOQENT+DBOQENT+hFM−BOQENT+emalla+ho)

F25

…..Ec.40.18

Dónde:

hFS-NAAO = Altura desde el FS-NAAO, pulgadas

hNAAO-BOQENT =Altura desde el NAAO hasta la boquilla de entrada, pulgadas

DBOQENT = Diámetro de la boquilla de entrada, pulgadas

hFM-BoqEnt =Altura desde el fondo del separador hasta la boquilla de entrada, pulgadas

eMalla = Espesor de la malla, 6 pulgadas

hO = Distancia mínima permisible entre el tope de la malla y la boquilla de salida de

gas, pulgadas

Página 137


F25 = 12 pulgadas

2.7.35. Ecuaciones Establecidas por la Norma PDVSA, para el Diseño

Separadores Horizontales

Velocidad critica del gas, en pie/s

υC=K √( ρL−ρG

ρG)

……………..Ec.41.1

Área vertical requerida para el flujo de gas por encima del NAAO, en pie2

ϑG=ϑG

υG

………………Ec.41.2

Volumen de retención de petróleo entre NAO y NBO, en pie3

V RL=ϑO xtR x60………….Ec.41.3

Volumen de retención de petróleo al accionarse una alarma entre NAO- NAAO y

NBO-NBBO, en pie3

V rL 2=ϑ O x 600S…………..Ec.41.4

Dónde:


Volumen de retención máximo de petróleo entre NAAO-NBBO, en pie3

V RM=V RL+V RL 2……………Ec.41.5

Dónde:

Página 138


VRL = Volumen de retención de petróleo entre NAO-NBO, pie3

VRL2 = Volumen de retención de petróleo al accionarse una alarma entre NAO-NAAO

y el NBO-NBBO, pie3

Longitud efectiva de operación LEFF , en pie

Para este cálculo sé asume un diámetro y se selecciona dé acuerdo con la presión de operación

uno de los siguientes rangos.

P≤264 , 7 lpca. 1,5 =<F24*(LEFF/DS) <3,0

264, 7<P<514, 7 3,0 =< F24*(LEFF/ DS) <4,0

P>= 514,7 4,0 =< F24*(LEFF/ DS) <= 6,0

Área vertical entre el NBBO–NAAO, en pie2

ANBBO−NAAO=V RM

LEFF

……………..Ec.41.7

Dónde:

Vr = Volumen de retención máximo de petróleo entre NAAO-NBBO, pie3

LEFF = Longitud efectiva de operación, pie

Área fraccional de la sección transversal entre el FS-NBBO (A1*), adimensional.

R1=hNBBO

DS

………….Ec.41.8

Dónde:

R1* = Altura del área fraccional, Adimensional.

Página 139


hNBBO = Altura del nivel bajo-bajo de petróleo = 9 pulg. = 0,75 pie


Con este valor se busca en la tabla A1*

Área del separador, en pie2

AS=ρx(D

S2 )

4

……………Ec.41.9

Dónde:


Área vertical entre el NBBO-FS, en pie2

AFS−NBBO=A1 xA S…………Ec.41.10

Dónde:

A1* = Área fraccional de la sección transversal entre el FS-NBBO, Adimensional.

AS = Área del separador, pie2

Área de la sección transversal vertical disponible para el gas, en pie2

ADG=AS−( AFS−NBBO+ANBB=−NAAO )………..Ec.41.11

NOTA: Este valor se compara con el área vertical requerida para el flujo de gas (AG) y

:

Sí AG = ADG; el diámetro asumido es correcto.

Sí ADG >> AG ; el diámetro asumido es demasiado grande

Sí ADG << AG ; el diámetro asumido es demasiado pequeño.

Página 140


Si resulta cualquiera de las dos ultimas condiciones, debe asumirse otro diámetro del

separador menor o mayor según sea el caso.

Dónde:


AFS-NBBO = Área vertical entre el NBBO-FS, pie2

ANBBO-NAAO = Área vertical entre el NBBO-NAAO, pie2

NOTA: Este valor se compara con el área vertical requerida para el flujo de gas (AG) y

:

Sí AG = ADG; el diámetro asumido es correcto.

Sí ADG >> AG ; el diámetro asumido es demasiado grande

Sí ADG << AG ; el diámetro asumido es demasiado pequeño.

Si resulta cualquiera de las dos últimas condiciones, debe asumirse otro diámetro del

separador menor o mayor según sea el caso.

Área vertical de petróleo requerida entre FS-NAAO, en pie2

AFS−NAAO=AFS−NBBO+ANBBO−NAAO……………Ec.41.12

Dónde:


ANBBO-NAAO = Área vertical entre el NBBO-NAAO, pie2

Área fraccional de la sección transversal entre el FS-NAAO, en pie2

Página 141


A2=A FS−NAAO

AS

………….Ec.41.13

Si A2* es mayor que 0,5 (A2

* > 0.5). Se busca un A´ *

A´ * = 1 - A2*

Con este valor de A´ * se va a la y se obtiene R´ * ; luego se calcula la altura de esa

área fraccional con la siguiente fórmula:

R2¡=1−R

…………Ec.41.13a

Dónde:

AFS-NAAO = Área vertical de petróleo requerida entre FS-NAAO, pie2


Si A2* es mayor que 0,5 (A2

* > 0.5). Se busca un A´ *

A´ * = 1 - A2* …………..Ec.41.13b

Con este valor de A´ * se va a la tabla N° 1 del Apéndice A y se obtiene R ´ * ; luego se

calcula la altura de esa área fraccional con la siguiente fórmula:

R2* = 1 - R´ * .............Ec.41.13c

Donde:

R2* = Altura fraccional de A2

*, adimensional.

Distancia vertical entre el FS-NAAO, en pulg.

hFS−NAAO=R2 x 12 DS……..Ec.41.14

Dónde:


*, adimensional

Página 142



Área vertical entre el NBBO-NBO, en pie2.

ANBB=−NBO=ϑ O x300 S

LEFF

…………..Ec.41.15

Dónde:


LEFF = Longitud efectiva, pie

Área vertical entre el NAAO-NAO, en pie2

ANAAO−NBO=A NBBO−NBO…………..Ec.41.16

Dónde:

ANBBO-NBO = Área vertical entre el NBBO-NBO, pie2..

Área vertical entre el NAO-NBO, en pie2.

A NAO−NBO=V RL

LEFF

……………Ec.41.17

Dónde:

Vr1 = Volumen de retención de petróleo entre NAO-NBO, pie3

LEFF = Longitud efectiva, pie

Área vertical entre el FS-NBO, en pie2.

AFS−NBO=A NBBO+A NBBO−NBO………….Ec.41.18

Página 143


Dónde:


ANBBO-NBO = Área vertical entre el NBBO-NBO, pie2

Área fraccional de la sección transversal entre el FS-NAO, en pie2

A3=A FS−NBO

AS

……………Ec.41.19

Dónde:

AFS-NBO = Área vertical entre el NBO-FS, pie2


Con este valor se busca en la tabla R3*

Distancia vertical entre el FS-NBO, en pulg

hFS−NBO=R3 xDS x12 pu lg adas……………Ec41.20

Dónde:


*, adimensional


Área fraccional de la sección entre el FS-NAO, en pie2

A 4=AFS−NAO

AS

…………….Ec.41.21

Dónde:

AFS-NAO = Área vertical entre el FS-NAO, en pie2

Página 144



Con este valor se busca en la tabla N° 1 del Apéndice A el valor de la altura fraccional

de A4* (R4

*)

Distancia vertical entre el FS-NAO, en pulg

hFS−NAO=R4 xDS x12……………Ec.41.22

Dónde:


*, adimensional


Velocidad de la mezcla en la boquilla de entrada, en pie/s

υE−M=60

√ ρM

……………Ec.41.23

Velocidad de salida del gas, en pie/s

υS−G=60

√ ρG

……………Ec.41.24

Velocidad de salida del petróleo, en pie/s

υS−O=3 pie /s………….Ec.41.25

Diámetro de la boquilla de entrada, en pulgadas

Página 145


DBOGENT=√ ( 4 xϑ M )( πxυE−M

……………Ec.41.26

Dónde:

Qm = Caudal de la mezcla, pie3/s

υ E -M = Velocidad de la mezcla en la boquilla de entrada, pie/s

Diámetro de la boquilla de salida del gas, en pulg

D BSG=√ (4 xϑ G )(πxυS−G 12 pulgadas……….Ec.41.27

Dónde:


VS-G = Velocidad de salida del gas, en pie/s

Área de la malla, en pie2

Amall=ϑ G

υC

…………..Ec.41.28

Dónde:

QG = Caudal de gas pie3/s

υC = Velocidad critica del gas, en pie/s

Ancho de la malla, en pulg

amalla=F25 x√A Malla…………..Ec.41.29

Página 146


Dónde:

F25 =12 pulgadas

AMalla = Área de la malla, pie2

Diámetro de la malla, pulg

Dmalla=amalla…………..Ec.41.30

Dónde:

aMalla = Ancho de la malla, en pulg

Distancia mínima permisible entre el Tope de Malla –Boquilla de salida gas (TM-

BSG), en pulgadas

ho=(Dmalla−DBSG )

2……………Ec.41.31

Dónde:

DMalla = Diámetro de la malla, pulg

DBSG = Diámetro de la boquilla de salida del gas, pulg

Distancia vertical disponible entre el Fondo Malla-NAAO, en pulg

hFM−NAAO=DS−hFS−NAAL−ho−emalla……….Ec.41.32

Dónde:

DS = Diámetro del separador, pulgadas

hFS-NAAL = Distancia vertical entre el FS-NAAO, en pulgadas

Página 147


hO = Distancia mínima permisible entre el TM-BSG, en pulgadas

eMalla = Espesor de la malla, 6 pulgadas

Página 148


CAPITULO III

MARCO TEORICO HISTORICO

Página 149


3. MARCO TEORICO REFERENCIAL.

3.1. INTRODUCCIÓN.

Descripción de la zona de Interés. La evaluación de propiedades físicas de mezclas de

hidrocarburos es un importante paso. Los hidrocarburos del campo la Sirari proviene de la

Formación Petaca + Sara de la parte del Sub andino proveniente de la era Cretácica por

migración de los hidrocarburos del Devónico, Condiciones Superficiales, comprendiendo la

zona del Pie de monte desciende del frente del Sub andino desde la frontera con el Perú hasta

la latitud de la ciudad de Santa Cruz (Bolivia), y se traduce en una penillanura disectada en el

norte por ríos meandriformes y en el sur por ríos más estrechos. Esta zona presenta carácter

ondulado debido a que el material transportado por los ríos que bajan de la cordillera pierden

capacidad al llegar a la llanura, llegando a depositar gravas finas y arenas en una especie de

abanicos aluviales que invaden la región hasta casi 50 Km., a partir de la línea donde terminan

las ultimas serranías sub andinas. Litología de la Formación Petaca, siendo está constituida por

calcáreas, clastos pedogenicos re depositados y con intercalaciones de estratos de areniscas y

dolomitas

3.2. DESCRIPCIÓN DE LA EMPRESA.

YPFB Andina S.A. es una empresa subsidiaria de YPFB Corporación dedicada a la

exploración y producción de hidrocarburos, esta empresa es socio mayoritario de los Campos

San Antonio y San Alberto, que en conjunto aportan aproximadamente el 60% de la

producción de Gas Natural del país. En virtud del mandato del Decreto de Nacionalización de

los Hidrocarburos, mediante D.S. Nº 29486 de 26 de marzo de 2008, se establece el 30 de abril

de 2008 como fecha límite para concluir negociaciones con los accionistas de las empresas

nacionalizadas y suscribir los documentos de transferencia y acuerdos necesarios. Es así que el

30 de abril de 2008 se llegó a un acuerdo con el accionista REPSOL YPF BOLIVIA S.A.,

quién vendió a YPFB las acciones que le permitieron contar con el paquete accionario

necesario para tener la mayoría en la empresa.

Página 150


3.3. UBICACIÓN GEOGRÁFICA CAMPO SIRARI.

YPFB Andina está ubicada a 250 Km al Nor-Este de la ciudad de Santa Cruz de la Sierra, en

la provincia Ichilo, Figuras Nº 1.1A y 1.1B.

Fuente: Yacimientos Petrolíferos Fiscales Bolivianos

Fuente: Yacimientos Petrolíferos Fiscales Bolivianos

3.4. PRODUCCIÓN ANUAL DE GAS Y LÍQUIDOS 2009 DEL CAMPO

SIRARI.

Página 151


Página 152

20082009

20102011

20122013

20142015

20162017

20182019

20202021

20222023

20242025

20262027

20282029

20302031

20322033

20342035

GAS (MMpcd)0,00

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0,00LÍQUIDO. (Bbld)

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GAS (MMpcd)0,00

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GAS (MMpcd)0,00

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GAS (MMpcd)0,00

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GAS (MMpcd)0,00

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GAS (MMpcd)0,00

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GAS (MMpcd)0,00

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GAS (MMpcd)0,00

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GAS (MMpcd)0,00

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GAS (MMpcd)18,00

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150,000,00

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0,000,00

0,000,00

GAS (MMpcd)18,00

21,7025,06

32,3839,73

33,1434,54

29,7928,54

21,1717,74

16,319,76

9,169,05

8,958,01

0,800,80

0,800,70

0,700,70

0,700,70

0,600,60


150,00163,92

138,40147,22

155,99110,68

103,7280,55

70,0941,72

38,8032,89

17,9915,49

14,2913,19

3,640,23

0,170,13

0,100,07

0,060,05

0,040,03

0,030,01

002-SIR2009

003-SIR2011

PRODUCCIÓNPRODUCCIÓN ANUAL DE GAS Y LÍQUIDOS - 2009

001-SIR2009

POZOAÑO DE INICIO DE

PRODUCCIÓN PREVISTO 2009

006-SIR2012

007-SIR2013

004-SIR2011

005-SIR2011

TOTAL SIR-+2008

TOTAL 008-SIR2014

009-SIR


CAPITULO IV

MARCO TEORICO NORMATIVO

Página 153


4. INTRODUCCIÓN.

La normalización se crea por la necesidad de establecer normas comunes y comúnmente

aceptadas, indispensables para el intercambio de productos e ideas para la producción en serie.

La normalización limita la multiplicidad de los tipos; elimina la diversidad, la inconstancia y

la incertidumbre de las normas y prescripciones y crea las condiciones necesarias para la

producción en grandes series con la colaboración en los diversos campos de la industria

petrolera y, en definitiva, para la realización de sistemas de producción más perfeccionados y

económicos.

La normalización debe marchar a la par del progreso, en el cual debe de haber una

participación dinámica y debe de haber una actualización permanente siempre y cuando ocurra

un avance tecnológico o mejoramiento de una norma. Para que ocurra un cambio debe tenerse

en cuenta los resultados de la ciencia, la tecnología y la experiencia, siempre debe ocurrir

estos tres factores y nunca en solo una de ellas.

Definición según la ISO. “es el proceso de formular y aplicar reglas para un enfoque

metódico de una actividad específica, para el beneficio y con la cooperación de todos los

interesados y, en particular, para la promoción de una óptima economía integral teniendo

debidamente encuenta las condiciones funcionales y los requisitos de seguridad.

Esta basada en los resultados consolidados de la ciencia, la tecnología y la experiencia. No

determina solamente las bases para el desarrollo presente, sino también para el futuro

debiendo avanzar a la del progreso”

La normalización es fundamental para:

Facilitar la racionalización o intercambiabilidad de partes y componentes a menor

costo, a través del establecimiento de un lenguaje común.

Aportar soluciones a problemas concurrentes.

Establecer los mecanismos para una selección adecuada de tecnologías foráneas.

Página 154


Proveer los instrumentos necesarios a fin de lograr una programación más efectiva de

aseguramiento de calidad.

Orientar técnicamente sobre los niveles de calidad de los productos.

Servir de apoyo al gobierno y la industria sobre las especificaciones exigidas en los mercados

internos y externos para facilitar la comercialización de los hidrocarburos.

4.1. NORMAS INTERNACIONALES ESPECÍFICAS

American Petroleum Institute (API)

API SPEC 5L Specification Pipeline.

API SPEC 5L7 Practicas recomendadas para uso de tuberías de flujo

encampo.

API SPEC 6D Pipeline Válvulas.

API 12 J Specification for oil and gas separators.

API 14E Recommended Practice for Desgin and Installation of

Offshore Production Platform Piping Systems.

American Society of Mechanical Engineers (ASME)

ASME B31.8 Gas transmission and distribution piping systems.

ASME B31.3 Process Piping.

Ley de Medioambiente

Ley 1333 Ley de Medio Ambiente

D.S. 24176 Reglamento para la Prevención y Control Ambiental

D.S. 24176 Reglamento en Materia de Contaminación Atmosférica

D.S. 24176 Reglamento en Materia de Contaminación Hídrica

D.S. 24176 Reglamento de Gestión de Residuos Sólidos

D.S. 24176 Reglamento General de Gestión Ambiental

D.S. 24176 Reglamento para Actividades con Sustancias Peligrosas.

Página 155


4.2. NORMAS INTERNACIONALES GENERALES

AASHTO American Association of State Highway and Transportation

Officials.

ACI American Concrete Institute

AGA American Gas Association.

AISC American Institute of Steel Construction.

ANSI American National Standard Institute.

API American Petroleum Institute.

ASCE American Society of Civil Engineers.

ASME American Society of Mechanical Engineers.

ASTM American Society for Testing and Materials.

AWS American Welding Society.

B&PVC Boiler and Pressure Vessel Code.

CIRSOC Centro de Investigación de los Reglamentos Nacionales de Seguridad

para Obras Civiles.

CRSI Concrete Reinforcing Steel Institute.

CSA Canadian Standards Association.

DIN Deutsches Institute für Normung (German Institute for Standardization).

EEMAC Electrical & Electronics Manufacturers Assoc. of Canada.

EEMUA Engineering Equipment & Materials Users’ Association.

EJMA Expansion Joint Manufacturers Association.

FCC Federal Communications Commission.

ICC International Code Council.

IEC International Electro technical Commission.

IEEE Institute of Electrical and Electronics Engineers.

ISA Instrument Society of America.

ISO International Organization for Standardization.

MSS Manufacturers Standardization Society of the Valve and Fitting Industry.

Página 156


NACE National Association of Corrosion Engineers.

NEC National Electrical Code.

NEMA National Electrical Manufacturers Association.

NF Norme Française (French Norm).

NFPA National Fire Protection Association.

SSPC the Society for Protective Coatings.

TEMA Tubular Exchanger Manufacturers Association.

SAMA Scientific Apparatus Makers Association.

UL Underwriters Laboratories.

Página 157


CAPITULO V

INGENIERIA DEL PROYECTO

5. INTRODUCCIÓN.

Página 158


El desarrollo de la Ingeniería para el presente estudio basa su secuencia de manera:

Bases de Diseño, en el cual se detalla toda la información necesaria que permita realizar los

diferentes cálculos.

Calculo de Diámetro de la Tubería, el presente cálculo se realizara conforme a lo establecido

en la normativa API 14E la cual indica su aplicación correcta en este estudio. Una vez

determinado el diámetro correcto es adecuado realizar un análisis de sensibilidad con

diferentes diámetros tanto superior como inferior lo cual permite una correcta toma de

decisión.

Calculo de Espesor de la Tubería, Una vez seleccionado el diámetro se debe dar las

especificaciones del material tubular a utilizar en conformidad con lo que establece las

normativas API 5L (características del material tubular) y ASME B 31.8 (cálculo de espesor).

La determinación del espesor seleccionado y las características del material tubular permiten

determinar y establecer las condiciones de operación y máximas.

Calculo Hidráulico, estos cálculos nos permiten predecir el comportamiento del fluido a lo

largo del transporte, asegurando el paso del fluido conforme a las condiciones óptimas de

velocidad donde las velocidades de los fluidos deberán ser menores a los límites establecidos

por la velocidad de erosión. Dentro del cálculo de hidráulico es adecuado realizar el cálculo de

formación de hidrato a las condiciones más desfavorables que seria, tubería sin recubrimiento

y condiciones de temperatura del fluido mínimas y temperaturas externas las mínimas

registradas esto nos permiten asegurar que no se presentara esta condición.

Dimensionamiento de Separador de Producción, Dentro del presente estudio se ha considerado

el cálculo del dimensionamiento del separador, a las condiciones de predicción determinadas

con la finalidad que el recipiente de separación permita realizar a las mejores condiciones.

5.1. BASES DE DISEÑO.

5.1.1. Características del lugar.

Se tiene la siguiente información:

Página 159


5.1.2. Características de los Pozos.

En la Tabla # 2 se detalla el plan de desarrollo que YPFB-ANDINA S.A. tiene contemplado.

Donde dicha información viene a ser el soporte para el desarrollo de toda la ingeniería a

realizar en sus respectivas fases.

Página 160


5.1.3. Características del Fluido.

La composición del fluido se detalla a continuación:

5.1.4. Presiones y Caudales.

En la tabla # 4 se detalla los valores de presión y caudal que han sido determinados, los cuales

están referidos a las condiciones de producción promedio y máximas en función del diámetro

Página 161


del choke para cada pozo. Los valores determinados tienen relación con las condiciones de

producción en base a la RGP: 20 bls/mmscfd y RGA: 0.63 bls/mmscfd.

Caudal de Diseño de Separador de Producción, Gas = 50 MMSCFD

Condensado = 1000 BPD

Agua = 30 BPD

Caudal de Diseño de Separador de Prueba, Gas = 7 MMSCFD

Condensado = 140 BPD

Agua = 4 BPD

Fuente: YPFB ANDINA S.A

Página 162


5.1.5. Ubicación..

Las condiciones del sitio utilizadas para la simulación son las siguientes:

Página 163


5.1.6. Características de la Planta.

La planta de tratamiento de gas Sirari posee las siguientes características:

Sistema de Recolección

Los pozos productores están individualmente unidos al colector por medio de líneas de flujo,

consta de:

Colector M-001 de alta de 12 entradas de 3", ASA-600 con cabezal de

producción de 6" y cabezal de prueba de 4".

Colector M-01 de 10 entradas y 2 de salidas en la planchada SIR-5.

Colector M-02 de 10 entradas y 2 de salidas en la planchada SIR-10.

Calentadores indirectos de 1.5 MMBTU/Hr de capacidad, ubicado en la Planta.

Calentadores indirectos de 1.0 MMBTU/Hr de capacidad, ubicado en la

planchada SIR-6 y SIR-10.

Un Volumen de 10 Bbl de descarga de capacidad de diseño.

La planta tiene 7 unidades o equipos de separación, que tienen las siguientes características:

Equipo Tipo Dimensiones P.Dis (Psig) P.Op (Psig) Cap. De Diseño T.Op (*F)

V01 Horizontal 42" ID x 15' - 0" S/S 1440 1150 a 1250 54 MMSCFD, 5500 BPD 70 a 90

V02 Horizontal-Trifásico 36" ID x 10' - 0" S/S 500 450 a 480 3,9 MMSCFD, 4200 BPD 70 a 80

V03 Horizontal 36" ID x 10' - 6" S/S 1440 1150 a 1250 80 a 95

V04 Horizontal-Trifásico 24" x 10' - 0" S/S 500 450 a 480 3,4 MMSCFD, 1500 BPD 70 a 80

V05 Horizontal 1440 1150 a 1250 54 MMSCFD, 550 BPD 70 a 90

V06 Horizontal-Trifásico 500 450 a 480 54 MMSCFD, 550 BPD 60 a 78

V07 Horizontal-Trifásico 24" x 10' - 0" S/S 1440 180 a 200 3,4 MMSCFD, 1500 BPD 75 a 85

Página 164


5.2. CÁLCULO DEL DIÁMETRO DE LA TUBERÍA.

5.2.1. Criterios.

El dimensionamiento de las tuberías estará regido a una presión normal de operación y

bajo caudales de diseño cuya selección acorde a los rangos de velocidad, el máximo

adoptado de 50 ft/s (la norma API 14E establece como rango máximo un valor de

velocidad de 60 ft/s), o menor a la velocidad erosional que es la relación de una constante

“C” por la raíz cuadrada de la densidad del fluido.

Se adopta una rugosidad de 0.0018" tuberías nuevas.

5.2.2. Metodología.

El cálculo de diámetro estará en base al procedimiento que establece la norma API 14E, la

cual determina el diámetro que ocupara cada una de las fases (gas, petróleo y agua) en

función de la velocidad critica de la mezcla, este resultado calculado deberá ser afectado por

un factor de aumentado en el orden del 20 % (lo que establece para facilidades de manejo de

la producción primaria, Tabla 2.1 de la API 14-E). La selección del diámetro estará en

función de los diámetros comerciales (ANSI).

5.2.3. Desarrollo.

Características Principales

Formación: Inquirí (perteneciente al sistema Devónico)+ Sara.

Gravedad especifica del gas:

Línea Larga: 0.63

Línea Corta: 0.65

Gravedad del condensado: 57 ºAPI.

Relación Gas –condensado:

Relación Gas-agua: 0.6 bls/mmscf.

Presión de separación: 1200 psig.

Nota.-Los valores de gravedad específica y ºAPI son valores promedios de los pozos productores.

Página 165


5.2.4. Dimensionamiento Mediante API 14E.

La determinación del diámetro requerido en función de la velocidad de erosión de la mezcla

(gas-condensado y agua), se resume en los siguientes pasos generales:

Datos, se detalla cada uno de los valores de entrada.

Cálculo, se especifica cada una de las ecuaciones con su respectiva descripción hasta

determinar el diámetro interno requerido.

Paso 1.- Datos de entrada.

Caudal de gas Qg = 6.35 mmscfd

Caudal de condensado Ql = 127 bpd; 20 bls cond. / mmscfd

Caudal de agua Qw = 4 bpd

Presión del fluido en la tubería P = 1436 psig

Temperatura del fluido T = 100 ºF

Gravedad especifica del gas Sg = 0.65 Adm.

Densidad del gas ρg = 5.33 lb/ft3

Factor de compresibilidad Z = 0.84 Adm

Gravedad del condensado Go = 57 °API

Densidad del agua de formación ρw = 7.4 lb/ft3

Paso 2.- Cálculos

Determinación de la Velocidad Erosional

Dónde:

Ve = Velocidad Erosional, ft/s.

C = Constante empírica, 100 para servicios continuos con mínimo de sólidos

ρm= Densidad de la mezcla gas/liquido, a las condiciones de operación, lb/ft3.

Calculo de la densidad de la mezcla

Dónde:

Página 166

Ve= Cρ

m0. 5

ρm=12409∗Sl∗P+2 . 7∗R∗Sg∗P198.7∗P+R∗T∗Z


P = Presión de operación, psia.

Sl = gravedad especifica del líquido (agua = 1; use promedio de la gravedad para mezcla de

hidrocarburo-agua) a condiciones estándar.

R = relación gas/liquido, ft3/bbls a condiciones estándar.

T = temperatura de operación, ºR.

Sg = gravedad especifica del gas (aire=1) a condiciones estándar.

Z = factor de compresibilidad, adimensional.

Datos:

P = 1436 psig

1450.7 psia

R = 48473 ft3/bls

T = 560 ºR

Reemplazando y valores calculados de la Ec.1 y Ec.2

ρm = 5.37 lb/ft3

Ve = 43.15 ft/s.

Determinación mínima de la sección transversal

= 17.36 in2 / 1000bpd.

= 2.274 in2

Diámetro interno requerido

ID = 1.702 in

El diámetro interno de 1.70" (requerido) se afecta por un factor del 20%, requiriendo un

diámetro interno de 2.04", por lo tanto el diámetro nominal requerido (NPS) de la tubería es

3".

Página 167

A=9.35+ R∗T∗Z

21 .25∗PV e


5.2.5. Análisis de Sensibilidad.

Un análisis de sensibilidad del diámetro requerido en función de un diámetro superior e

inferior, permitirá verificar su selección por la utilidad que proporciona, por los efectos caída

de presión y velocidad del fluido.

Página 168


Grafica # 1 – Grafica de Optimización del Diámetro de la Tubería

Una conclusión preliminar indica que el diámetro óptimo es de 3" (línea color magenta).

Página 169


Resumen

Conjuntamente se verifico el colector existente de 6", para establecer las condiciones de

operación las cuales se resumen en la siguiente tabla.

Página 170


Conjuntamente la verificación del diámetro tubular para la condiciones de prueba del mayor

caudal de uno de los pozos.

5.3. CALCULO DE ESPESOR DE LA TUBERIA

5.3.1. Desarrollo

Para el cálculo de espesor se utilizará la fórmula de Barlow modificada, que se recomienda

en el código ASME B31.8, siendo esta la siguiente:

Dónde:

P: Presión de diseño, psi.

D: Diámetro externo de la tubería, in.

S: Mínima tensión de fluencia (ver ANEXO 5 tabla # 5 ASME B31.8), psi.

E: Factor de Junta longitudinal ANEXO 2 tabla # 2 (por defecto = 1.0).

F: Factor de diseño por ANEXO 1 tabla #1 (En función del tipo de localidad)

T: Factor por el rango de temperatura de ANEXO 3 tabla #3 (resultado por defecto

=1).

Página 171

t= P∗D2∗S∗F∗E∗T


t: Espesor nominal de la pared, in.

Se adoptará un espesor por corrosión que deberá ser sumado al espesor de la tubería

calculado, por lo tanto tS = t + tC.

Dónde:

- tS = Espesor de pared requerido al comienzo del servicio.

- tC = Espesor por corrosión, in.

En función de las clases de localidades por donde la tubería tendrá su trayectoria, el valor

crítico del factor F es el siguiente:

F = 0.72 (Clase 1, División 2) – ver ANEXO 1 tabla # 1

Para cruces especiales por donde la tubería tendrá su trayectoria, el valor crítico del factor F

es el siguiente:

F = 0.60 – ver ANEXO 1 tabla # 1.

Se tendrán bajo análisis los siguientes materiales:

API 5L Gr. B (S = 35000 psi)

API 5L Gr. X42 (S = 42000 psi)

API 5L Gr. X52 (S = 52000 psi)

5.3.2. Resumen de Espesores.

A continuación se muestra el detalle de calculo de espesor seleccionado circulo en color

azul, por ser un espesor comercialmente usado y de mejores características mecanicas

conforme a lo recomendado por Normativa API 5L. Dicha Normativa recomienda que los

espesores deben ser calculados para travessar cruces normales y cruces especiales (cruce

rio, ferrovia, etc.)

Página 172


Las siguientes tablas muestran los cálculos de espesores para los diferentes grados del.

Material tubular, para cruces especiales.

Página 173


5.3.3. Presiones Máximas de Operación.

Las presiones máximas de operación para los diferentes grados del material tubular, considera

lo siguiente:

El espesor de la tubería será el comercial seleccionado teniendo una disminución del

espesor gradual en función del tiempo de vida útil.

Con la finalidad de dar mejores condiciones de seguridad al material tubular, se adopta

que la máxima presión admisible de operación (MAOP) será un 10% Mayor que la

máxima presión de operación (MOP).

Se determinada bajo Normativa ASME B31. 8 mediante la ecuación de Barlow:

Datos:

D: 3.5 in.

S: 52000 psi.

E: 1.0

F: 0.72

T: 1.0

t: 0.216 in.

Reemplazando

= 4621 psi

Por lo tanto las características mecánicas del material tubular en condiciones iniciales:

Presión de diseño mecánico: 4621 psi.

Máxima presión admisible de operación (MAOP): 4160 psi (Condición Inicial).

Página 174

P=2∗S∗F∗E∗T∗tD

t= P∗D2∗S∗F∗E∗T

P=2∗52000∗1∗0 .72∗1∗0 . 2163 . 5


Máxima presión de operación (MOP): 3743 psi (Condición Inicial)

A) Pozos SIR - 19, 20 y 22

Adecuado utilizar “un grado de material API 5L X-52 de espesor 0.216” para las

tuberías de recolección de 3", desde boca de pozo hasta el colector M-03 para

localidad Clase 1 División 2, dicho espesor para cruces normales y especiales.

Las tuberías de producción (“6”) y prueba (“3”) a la salida del colector M-03 son

existentes.

5.4. CÁLCULO HIDRÁULICO.

5.4.1. Desarrollo.

Cálculo Hidráulico Mediante API 14E, manera secuencial:

La Configuración del Sistema en función del esquema.

Determinación de los flujos másicos de cada componente (gás, condensado y agua).

Siendo la caída de presión determina en función de la siguiente ecuación:

Dónde:

ΔP= Perdida de presión, psi/100 ft.

di = Diámetro interno de la tubería, in.

f = Factor de fricción de moody, adimensional.

ρm= Densidad de la mezcla a presión y temperatura del fluido, lb/ft3.

W = Total de la taza de líquido y vapor plus, lb/hr.

Si

W 3180*Qg*Sg+14.6*Ql*Sl

Página 175

mdi

WfP

*

**000336.05

2


Donde

:

Qg = Taza de flujo de gas, (millon de pies cúbicos/día @14.7 psia y 60ºF) .

Sg = Gravedad especifica del gas, (aire=1).

Ql = Tasa de flujo líquido, bls/dia.

Sl = Gravedad especifica del líquido (agua=1).

Cálculo Hidráulico Mediante el Programa Pipesim, manera secuencial:

La Configuración del Sistema en función del esquema.

Valores de composición y Relación gás – agua, Gás - Oil.

Ecuación para flujo multifásico (Beggs and. Brill).

Valores de presión y temperatura en las secciones de interés (llegada a planta).

5.4.2. Resumen del Sistema de Recolección.

Dentro los parametros de diseño una vez calculado el diametro mínimo requerido para el

transporte de los fluidos, es necesario realizar los cálculos hidráulicos para determinar las

perdidas de presión a lo largo de travesia del ducto (la planimetria del terreno) el cual tiene la

finalidad de predecir y permitir que el transporte de los fluidos sea de manera segura.

A continuación se detalla el resumen de los cálculos de las perdidas de presión (tabla #11) a lo

largo de las líneas de transporte desde salida de boca de pozo hasta el sistema de reolección.

En dicha Tabla se muestra la diferencia que existe entre los calculo manuales (con ecuación

API 14 E) y el software Pipesim (con ecuación de Beggs and Brill y Hagerdon and Brown).

Por tal motivo el presente estúdio enfoco un analisis de las perdidas de presion mediante API

14E y las ecuaciones para flujo multifásicos como Beggs and Brill y Hagerdon and Brown, se

resumen en la tabla # 11 que los cálculos mediante API 14 E son los mas desfaborables devido

que esta en relacion directa sus variables del fluido en función de las condiciones de Presion y

Temperatura.

Página 176


Es importante señalar que dentro de los criterios que se adopta para flow lines las velocidades

del fluido sean menores a los valores de velocidad de erosion, y que los valores de velocidad

sean mayores a lo que se establece para fluido incomprensible como parametro de 10ft/s

(Fuente API 14E), devido que a la salida de boca existe material solido que no puede ser

dejado en deposición en sección mas bajas.

Conjuntamente el predecir formación de hidratos esto nos asegura que existira taponamiento

que pueda afectar el sistema de recolección.

Gráfica Sistema de Recolección.

Tabla # 11 Resumen de las Perdidas de presion

Página 177


* Condicion maxima

En la tabla# 11 se verifica lo siguiente:

Las valores mayores de perdidas de presion han sido determinado mediante la ecuacion de API

14E que con las de flujo multifasico.

Conjuntamente se verifica que dentro de los diametros seleccionados los valores de velocidad del

fluido estan por debajo del valor de velocidad de erosion, ademas dichos valores estan dentro de

los rangos optimos para flowline.

Página 178


5.4.3. Esquematización

5.4.4. Análisis de Formación de Hidratos

A continuacion se detalla a la temperatura que se formaria hidratos.

Página 179


Se toma como referencia en el punto a la llegada a manifold a una presion de 1215 psig siendo la

temperatura determinada:

T=1.57206∗P(0.8606−0.0474 lnP)

T=1.57206∗1215(0.8606−0.0474 ln 1215)

T = 64.95 ºF (es el valor a que se formaria hidratos)

La temperatura del fluido a la presion es de 86 ºF , Por lo tanto se descarta la probalidad de formacion

de Hidratos.

A continuacion se muestra en la grafica generada por el programa las curvas de hidratos tipo I y II, es

importante que esto se diferencia por el grado de cohesion entre entre sus particulas.

Conjuntamente en esa grafica en el circulo de color rojo se encuentra los valores de

temperatura para los diferentes puntos de interes, esto permite visualizar la propabilidad de la

formacion de hidratos a lo largo del transporte.

Página 180


Página 181


5.5. DISEÑO DEL SEPARADOR.

D A T O S:

Identificación del equipo.................: 9/13/2012

El diseño del separador es................: NUEVO

El método de cálculo es...................: GPSA

El tipo de separador es...................: HORIZONTAL BIFÁSICO

GAS:

Caudal de gas a condiciones normales......: 50.0000 MMpie³/día

Gravedad específica del gas...............: 0.6500

PETRÓLEO

Caudal de petróleo a condiciones normales.: 1000.0000 bls/día

Gravedad del petróleo.....................: 57.0000 °API

AGUA:

Caudal de agua a condiciones normales.....: 30.0000 bls/día

Densidad del agua.........................: 62.4000 lb/pie³

Condiciones de operación:

Presión de operación......................: 1200.0000 lpcm

Temperatura del sistema...................: 60.0000 °F

Presión de diseño.........................: 1440.0000 lpcm

Página 182


Impurezas:

Contenido de N2...........................: 0.0051 %

Contenido de CO2..........................: 0.0121 %

Contenido de H2S..........................: 0.0000 %

Diámetros:

De la boquilla de gas........................: 0.0000 pulg

De la boquilla de petróleo...................: 0.0000 pulg

De la boquilla de agua.......................: 0.0000 pulg

De la boquilla de entrada....................: 0.0000 pulg

Características del metal:

Corrosión permisible.........................: 0.1250 pulg

Tensión máxima de metal......................: 15600.0001 lpcm

Eficiencia entre las juntas..................: 100.0000 %

Precio del acero.............................: 10.0000 US $/lbs

Partículas y viscosidades:

Diámetro de la partícula de petróleo en agua.: 150.0000 micras

Diámetro de la partícula de agua en petróleo.: 150.0000 micras

Viscosidad del petróleo......................: 1.5000 cp.

Página 183


Viscosidad del agua..........................: 0.6000 cp.

Parámetros opcionales:

Constante K de BROW-SOUDERS..................: 0.0000 pie/seg

K de extractor de niebla.....................: 0.5000 pie/seg

Espesor del extractor........................: 6.0000 pulg

Velocidad crít. Del separador................: 0.0000 pie/seg

Tiempo de retención del líquido..............: 0.0000 hr

Altura para la espuma........................: 0.0000 pulg

Diámetro mínimo deseado......................: 24.0000 pulg

Separadores existentes

Diámetro interno.............................: 0.0000 pulg

Altura para el líquido.......................: 0.0000 pulg

Longitud del separador......................: 0.0000 pulg

Altura para el petróleo.....................: 0.0000 pulg

Altura para el agua.........................: 0.0000 pulg

R E S U L T A D O S:

SEPARADOR HORIZONTAL BIFÁSICO, GPSA

Características del gas.

Página 184


Peso molecular aparente del gas.............: 18.8256

Temperatura crítica del gas.................:-85.7252 °F

Presión crítica del gas.....................: 656.2537 lpcm

Factor de corrección por acidez (CWA).......:-459.6343 °F

Temperatura crítica del gas corregida.......:-85.7609 °F

Presión crítica del gas corregida...........: 656.1896 lpcm

Temperatura seudoreducida...................: 1.3898

Presión seudoreducida.......................: 1.8106

Propiedades del gas.

Factor de compresibilidad del gas, Z........: 0.7758

Densidad del gas a condic. De operación.....: 5.2850 lb/pie³

Volumen molar a 14,696 lpca y 60 °F.........: 379.5000 pie³/mol

Características y Propiedades del líquido.

Densidad del petróleo a C.N..................: 46.8414 lb/pie³

Densidad del agua............................: 62.4000 lb/pie³

Densidad del líquido a C.N...................: 47.2945 lb/pie³

Flujo de gas y de líquido.

Flujo másico de gas a condiciones operación.: 103346.6458 lb/hr

Flujo volumétrico de gas a C.O..............: 0.4693 MMpie³/día

Flujo másico de líquido a C.O...............: 11396.0553 lb/hr

Página 185


Flujo volumétrico de líquido a C.O..........: 1030.0000 bls/día

Cálculo de la velocidad crítica.

Gravedad del líquido........................: 55.1938 °API

Tiempo de retención inicial del líquido.....: 0.0250 hr

Tiempo de retención final del líquido.......: 0.0250 hr

Valor inicial de K del separador............: 0.2400 pie/seg

Valor seleccionado de K del separador.......: 0.2400 pie/seg

Velocidad crítica inicial del separador.....: 0.6767 pie/seg

Veloc. Crítica seleccionada del separador…..: 0.6767 pie/seg

Dimensionamiento del recipiente.

Diámetro interno inicial....................: 24.0000 pulg

Diámetro interno seleccionado...............: 48.0000 pulg

Espesor calculado...........................: 2.4679 pulg

Espesor seleccionado........................: 2.6000 pulg

Diámetro externo del separador..............: 53.2000 pulg

Áreas y alturas en el recipiente.

Área para el diámetro seleccionado..........: 12.5664 pie²

Área para el flujo de gas...................: 8.2621 pie²

Altura para el gas..........................: 30.0000 pulg

Área para el flujo de líquido...............: 4.3042 pie²

Página 186


Altura para el líquido......................: 18.0000 pulg

Relación L/D y longitudes.

Relación L/D inicial........................: 2.0000

Relación L/D seleccionado....................: 2.5000

Longitud del recipiente inicial..............: 90.0000 pulg

Longitud del recipiente seleccionada.........: 120.0000 pulg

Dimensionamiento de las boquillas.

Densidad de la mezcla a C.O..................: 8.5955 lb/pie³

Veloc. En la boquilla de entrada calculada...: 27.2870 pie/seg

Veloc. En la boquilla de entrada seleccionada: 27.2870 pie/seg

Diám. De la boquilla de entrada calculada....: 6.3857 pulg

Diám. Nominal de la boquilla de entrada......: 8.0000 pulg

Velocidad final en la boquilla de entrada....: 17.3859 pie/seg

Velocidad en la boquilla del gas calculada...: 34.7992 pie/seg

Velocidad en la boquilla del gas seleccionada: 34.7992 pie/seg

Diámetro de la boquilla del gas calculada…...: 5.4273 pulg

Diámetro nominal de la boquilla del gas......: 6.0000 pulg

Velocidad final en la boquilla del gas.......: 28.4727 pie/seg

Veloc. En la boquilla del líquido calculada….: 11.6328 pie/seg

Veloc en la boquilla del líquido seleccionada: 3.0000 pie/seg

Diám. De la boquilla del líquido calculada…..: 5.4063 pulg

Diám. Nominal de la boquilla del líquido……...: 6.0000 pulg

Página 187


Veloc. Final en la boquilla del líquido……....: 2.4357 pie/seg

Parámetros complementarios.

Volumen interno..............................: 142.4187 pie³

Volumen de metal utilizado...................: 34.7586 pie³

Peso aproximado, vació.......................: 17018.4695 lbs

Peso aproximado, en operación.............: 19490.7827 lbs

Peso aproximado, lleno de agua............: 25905.3993 lbs

Máximo caudal de gas ..................: 51.4607 MMpie³/día

Máximo caudal de líquido..................: 7359.4987 bls/día

Máximo caudal de gas............... ......: 51.4607 MMpie³/día

Máximo caudal de líquido..................: 7359.4987 bls/día

Página 188


5.6. CALCULO ANALÍTICO:

Densidad del gas:

ρ g = PMZRT

=(1200 ,696 ) (18 , 8232 )(0 ,7758 ) (10 , 732 ) (560 )

= 4 ,9327lbs

ft3

Flujo molar:

Ng=(50 x 106 pcn /día379 , 5 pcn / lb−mol ) ( 1 día

24 hr )=5489 , 68lb−mol

hr

Tasa másica de gas a condiciones de operación:

Wg=5489 .68lb−mol

hrx 18 ,82

lbslb−mol

= 103315. 77lbshr

Flujo volumétrico de gas a condiciones de operación:

P o V o

Z oT o= P 1 V 1

Z 1 T 1⇒ V 1=

(14 ,7 ) (5489 ,68 ) (0 ,7758 ) (550 )(1,0 ) (520 ) (1214 . 7 )

= 0 ,5251MMcf 3

día

Flujo másico de líquido a condiciones de operación:

API del petróleo = 57 ºAPI

γ L(petróleo ) = 141 , 5131 , 5 + API

= 141 , 5131 , 5+57

= 0 , 75

ρ petróleo (c . n. ) = γ ( petróleo) . ρ agua = (0 , 75 ) (62, 4 ) = 46 , 84lbs

ft 3

Tasa másica del petróleo a condiciones de operación:

Q petróleo = (1000blsdía ) (5 ,6146

ft 3

bls ) ( 124

díahrs ) = 233 .94

ft3

hr

W petróleo= ρ petróleo . Q petróleo = 233 ,94ft 3

hrx 46 ,84

lbsft3 = 10. 957 ,75

lbshr

Página 189


Tasa másica del agua:

Q agua=(30 ) (5 , 6146 )24

= 7 ,018ft 3

hr

W agua=(7 .018 ) (62 ,4 ) (5 , 6146 )24

= 102 , 45lbshr

Flujo másica del líquido a condiciones de operación:

W L = W petróleo + W agua = 10957 .75 +102. 45 = 11. 060 ,20lbshr

Tiempo de retención de la mezcla = 1,5 min. (rango de 1 – 3 min)

Valor de K, según GPSA = (0,40 - 0,5) = 0,45

Velocidad crítica:

Vc = (K ) √ ρ L − ρ g

ρ g

Vc = 0 , 45 √46 , 84 − 5 ,285 , 28

= 1, 26ft

seg

Dimensionamiento del recipiente.

Ensayo para seleccionar el diámetro del separador en función del líquido:

QL=(1030 bls /día ) (42 gal /bls )

(24 x60 min/ día)= 30 gal /min

A =(30 gal /min )

10 gal /min xpies2=10 ft 2

D = √ 4 x 103 ,1416

= 3 ,57 ' = 42. 84 } {¿

Ensayo para seleccionar el diámetro del separador en función del gas:

Página 190


A =(0 ,5451 x106 ft 3 /día )

(86 .400 seg /día ) (1 ,26 ft / seg)=5 , 01 ft 2

D = √ 4 x 5 , 013 , 1416

= 2 ,52 ' x12 = 30. 1 `` drarrow ```` ital Seleccionar ``36 `o . 42 } {¿

Área del separador con el diámetro seleccionado:

A =(3 ,1416 ) (3 )2

4= 7 ,0686 ft 2

Área del gas = 5,01 ft2

Área disponible para el líquido = 7,0686 ft2 - 5,01 ft2 = 2,0586 ft2

Máximo caudal que maneja el separador con el área determinada:

Longitud máxima del separador:

LD= 4 ⇒ L = 4 x 3 =12 ft '

Volumen de líquido que se puede manejar:

QL = A . L=(2 ,0586 ft 2 ) (12 pies ) (1 .440 min/ día )

(5 , 615 ft3 /bls ) (1,5 min )= 4 . 223 ,52

blsdía

vs . 1000blsdía

⇒ sirve .

5.5.2. OPTIMIZACION DEL EQUIPO EN FUNCION DE LA LONGITUD.

Longitud máxima del separador:

LD= 4 ⇒ L = 3 . 33 x 3 =10 ft '

Volumen de líquido que se puede manejar:

QL = A . L=(2 , 0586 ft 2 ) (10 pies ) (1440 min/ día )

(5 ,615 ft 3/bls ) (1,5 min )= 3 .519 ,60

blsdía

vs . 1000blsdía

⇒ sirve .

Página 191


Seleccionar un diámetro para el separador, de 36" de diámetro x 10 ft de longitud

Espesor de la pared del recipiente:

e = P RS E − 0,6 P

+ C =1320 (18 )(15 .600 ) (1,0 ) − (0,6 ) (1320 )

+ 0 ,125 = 1 ,60 + 0 ,125 = 1 , 73 `` approx `` $ 1 rSup { size 8{3} } / rSub { size 8{4} } $

Seleccionar: 1.75" de espesor.

Diámetro externo del separador:

De = 36 + 2 x1 .75 = 39.5} {¿

Áreas y alturas en el recipiente.

Área del separador: 7,06 ft2

Área para el gas: 5,01 ft2

%Ag =5 ,01007 ,06

= 0 , 7096 = 70 ,96 %

LD= 0 , 291 ⇒ (0 ,291 ) (36 \) ``=``10 ,476 ≈ 10 . 48} {¿

AL = 10 .48 / 36 ⇒hL

D= 10 . 48

36= 0 ,2911 ≈0 , 29

AL = (0 ,29 ) (7 , 06 ) = 2 , 05 ft 2

Dimensionamiento de las boquillas.

Densidad de la mezcla a condiciones de operación:

ρm =W L + W g

Q L + Q g=

103315 , 77 + 11060 ,2021879 , 20 + 240 ,96

= 5 ,17lb

ft 3

Página 192


Velocidad en la boquilla de entrada:

V boq = 80

√ρ m= 80

√5 , 17= 35 ,18 pies /seg

Por cuanto Vboq > 30 ft/seg, se toma Vboq = 30 ft/seg de acuerdo a la norma.

Área en la boquilla de entrada:

QT= QL + Qg =21879 , 2 + 240 , 96

3 . 600= 6 ,1445

ft 3

seg

A =QT

V boq

=(6 ,1445 ft 3/ seg)

(30 ft /seg )= 0 , 2048 ft 2

Diámetro de la boquilla de entrada:

D = √ (4 ) (0 , 2048 )3 , 1416

= 0 , 511 ft x 12 = 6 , 13} {¿

Diámetro seleccionado es: 8”

Velocidad en la boquilla de entrada seleccionada:

A (8 \) }``=`` { { left (3,1416 right )` left (8 right ) rSup { size 8{2} } } over {4} } ``=``0, 3491`` ital ft rSup { size 8{2} } } {¿¿V = Q T

A (8 \) }} } ``=`` { { left (7, 7115 `` ital ft rSup { size 8{3} } / ital seg right )} over {` left (0, 3491`` ital ft rSup { size 8{2} } right )} } ``=`` 22, 09 `` ital ft / ital seg } {¿¿¿¿

Velocidad en la boquilla del gas, (tope del separador):

V tope = 80

√ρ g= 80

√4 , 93= 36 , 03 ft / seg

A tope =(6 , 144 ft 3 /seg )(36 .03 ft /seg )

= 0 ,1705 ft 2

Diámetro de la boquilla del gas:

Página 193


D = √ (4 ) (0 , 1705 )3 , 1416

= 0 , 466 ft = 5 , 59} {¿

Diámetro de la boquilla seleccionado = 6"

Velocidad en la boquilla seleccionada:

A (6 \) }``=`` { { left (3,1416 right )` left (6 right ) rSup { size 8{2} } } over {4` left ( 144 right )} } ``=``0,19635`` ital ft rSup { size 8{2} } } {¿¿V tope =

(6 , 144 ft 3/ seg )(0 ,19635 ft /seg )

= 31 , 29 ft /s

Velocidad en la boquilla del líquido, (fondo del separador):

V boq = 80

√ρ o= 80

√46 ,84= 11 ,68 ft /s

Seleccionar Vboq = 3,0 pies/seg

A boq = 0 , 067 ft 3/ seg(3,0 ft /seg )

=0 , 022 ft 2

Diámetro de la boquilla de líquido:

D = √ (4 ) (0 , 022 )3 , 1416

= 0 ,1673 ft = 2 ,01 } {¿

Diámetro de la boquilla seleccionado = 2"

A (6 \) }``=`` { { left (3,1416 right )` left (2 right ) rSup { size 8{2} } } over {4` left ( 144 right )} } ``=``0,0237 `` ital ft rSup { size 8{2} } } {¿¿V = 0 , 066 ft 3/ seg

(0 , 0237 ft 2 )= 2 ,81 ft /seg

Parámetros complementarios.

Página 194


Velocidad máxima en el extractor:

Vc = 0 , 45 √46 , 84 − 4 ,934 , 93

= 1, 31ft

seg

Área del extractor de niebla:

AEN =(6 ,144 ft3 /seg )(1 ,31 ft /seg )

= 4 ,69 ft2

Volumen interno del cilindro:

V I =π D

i3

12+

π Di2

LT

4= 3 ,1416∗( (3 )3

12+

(3 )2 (10 )4 ) = 77 ,75 ft3

Volumen de metal utilizado:

V Acero =π D

e3

12+

π De2 LT

4− V I = 3 , 1416∗( (3 ,29 )3

12+

(3 ,29 )2 (10 )4 ) − 77 ,75 = 16 ,58 ft 3

Peso vacío:

ρAcero= 489 , 695lbs

ft 3

Pv= V Acero . ρAcero = (16 ,58 ) (489 ,695 ) = 8.121 ,84 lbs

Peso en operación:

Po = L ( Ag . ρg + A L . ρL) + Pv

Po= (10 pies ) (5,01*4,93+2,05*46,84 ) + 8.121 , 84

Po = 9 .329 ,05 lbs

Peso lleno de agua:

Pagua= V I . ρagua + Pv= (77 , 75) (62 , 400 ) +9 .329 , 05 = 14 . 180 ,65 lbs

Página 195


Máximo caudal de gas que maneja la unidad:

Qc .o = (5 , 01 pies2 ) (1 , 26 pies/ seg) =6 ,31 pies3 /seg

P o V o

Z oT o= P 1 V 1

Z 1 T 1⇒ V 0=

(1214 .7 ) (6 ,31 ) (1,0 ) (519 , 7 )(0 , 8352 ) (549 ,7 ) (14 , 7 )

= 590 ,56ft3

seg= 51 , 02

MMpies3

día

Máximo caudal de líquido:

V L=(2, ) (10 ) (240∗24 )

5 , 615= 3 . 925 ,17 bls/día

Página 196


CAPITULO VI

ANALISIS ECONOMICO

Página 197


6. ANALISIS DE COSTO

A continuación se detalla el análisis de costo de la Implementación del Sistema de

Recolección

30/10/2012

DOCUMENTO

N° UNIDADCANTIDAD P.U. $US TOTAL $US.

1 Gbl 1.00 154,175.001,1 Dia 100.00 125.00$ 12,500.001,2 Dia 100.00 125.00$ 12,500.001,3 Dia 100.00 40.00$ 4,000.001,4 Dia 250.00 70.00$ 17,500.001,5 Dia 250.00 70.00$ 17,500.001,6 Dia 50.00 70.00$ 3,500.001,7 Dia 160.00 40.00$ 6,400.001,8 Dia 45.00 50.00$ 2,250.001,9 Dia 160.00 40.00$ 6,400.001,10 Dia 160.00 40.00$ 6,400.001,11 Dia 140.00 40.00$ 5,600.001,12 Dia 161.00 -$ 0.001,13 Dia 130.00 35.00$ 4,550.001,14 Dia 100.00 20.00$ 2,000.001,15 Dia 100.00 11.50$ 1,150.001,16 Dia 60.00 25.00$ 1,500.001,17 Dia 55.00 30.00$ 1,650.001,18 Dia 35.00 120.00$ 4,200.001,19 Dia 30.00 30.00$ 900.001,20 Dia 160.00 15.00$ 2,400.001,21 Dia 30.00 25.00$ 750.001,22 Dia 15.00 20.00$ 300.001,23 Dia 3.00 35.00$ 105.001,24 Dia 160.00 -$ 0.001,25 Dia 30.00 100.00$ 3,000.001,26 Dia 30.00 20.00$ 600.001,27 Dia 30.00 15.00$ 450.001,28 Dia 30.00 55.00$ 1,650.001,29 Dia 30.00 120.00$ 3,600.001,30 Dia 10.00 15.00$ 150.001,31 Dia 0.00 -$ 0.001,32 Dia 7.00 50.00$ 350.001,33 Dia 120.00 40.00$ 4,800.001,34 Dia 40.00 50.00$ 2,000.001,35 Dia 40.00 35.00$ 1,400.001,36 Dia 30.00 20.00$ 600.001,37 Dia 30.00 20.00$ 600.001,38 Dia 20.00 40.00$ 800.001,39 Dia 20.00 30.00$ 600.001,40 Dia 35.00 12.00$ 420.001,41 Dia 100.00 20.00$ 2,000.001,42 Dia 20.00 40.00$ 800.001,43 Dia 160.00 20.00$ 3,200.001,44 Dia 20.00 40.00$ 800.001,45 Dia 120.00 10.00$ 1,200.001,46 Dia 20.00 0.001,47 Dia 20.00 100.00$ 2,000.001,48 Dia 130.00 40.00$ 5,200.001,49 Dia 130.00 30.00$ 3,900.00

COSTOS DEL SISTEMA DE RECOLECCION

COSTOS DE INSTALACION

DESCRIPCIÓNMANO DE OBRA

LOGO DE LA U

GERENTE DE PROYECTO EN BASESUPERINTENDETE DE OBRA

ALMACENERO DE OBRA

ING CONTROL DE PROYECTOSING. DE OBRAS MECANICASING. DE OBRAS CIVILESING DE OBRA ELECTRICOCORDINADOR DE HSECOORDINADOR DE QA/QC

CHOFER DE CAMION GRUA DE 3 TN

RESPONSABLE DEL SGIINSPECTOR DE QA/QCINSPECTOR DE HSEMEDICOADMINISTRADOR DE OBRA

AYUDANTE DE ADM. Y ALMACENEROMECANICO DE APOYOTOPOGRAFOCHOFER CAMIONETAS Y MICRO

CHOFER DE CAMIONETA Y CAMIOINSOLDADOR CALIFICADOAYUDANTE SOLDADORAYUDANTES DE MAQUINA DE SOLDAR

AYUDANTE GENERALELECTRICISTAPLOMEROINSTALADOR DE INTERNET

AYUDANTE ELECTRICOALARIFESDIBUJANTE

CAPATAZ DE SOLDADURAINSPECTOR DE SOLDADURA NIVEL IAYUDANTE DE ANDAMISTATECNICOS EN ALIVIO DE TENSIONES

ARMADOR (MONTAJE)

REVESTIDORESSUPERVISOR PINTADO

CAPATAZ 1CAPATAZ 2

INSTRUMENTISTAMECANICORADIOLOGOAYUDANTE RADIOLOGO

TECNICO ELECTRICO

CAPATAZ ELECTRICOALBAÑILESTECNICO INTRUMENTISTASERENOSCHOFER DE CAMIONETA Y CAMION

Página 198


2 Gbl 1.00 97,559.402,1 dia 40.00 80.00$ 3,200.002,2 dia 160.00 50.00$ 8,000.002,3 dia 160.00 50.00$ 8,000.002,4 mes 2.00 1,750.00$ 3,500.002,5 mes 3.00 3,500.00$ 10,500.002,6 dia 16.00 50.00$ 800.002,7 dia 60.00 150.00$ 9,000.002,8 mes 4.00 3,000.00$ 12,000.002,9 mes 4.00 1,500.00$ 6,000.002,10 dia 100.00 18.00$ 1,800.002,11 dia 20.00 32.40$ 648.002,13 dia 32.00 18.00$ 576.002,14 dia 5.00 18.00$ 90.002,15 dia 16.00 100.00$ 1,600.002,16 dia 32.00 50.00$ 1,600.002,17 dia 5.00 35.00$ 175.002,18 dia 16.00 150.00$ 2,400.002,19 dia 32.00 80.00$ 2,560.002,20 dia 16.00 15.00$ 240.002,21 dia 32.00 42.00$ 1,344.002,22 dia 5.00 42.00$ 210.002,23 dia 16.00 18.00$ 288.002,24 dia 32.00 18.00$ 576.002,25 dia 35.00 18.00$ 630.002,26 dia 16.00 15.00$ 240.002,27 dia 20.00 850.00$ 17,000.002,28 dia 16.00 18.00$ 288.002,29 dia 32.00 18.00$ 576.002,30 dia 16.00 32.40$ 518.402,31 dia 32.00 100.00$ 3,200.00

CAMION CON GRUA DE 3 TNMICROCAMIONETA DOBLE CABINAS

AMBULANCIA CON MEDICO

MAQUINARIA Y HERRAMIENTA

HERRAMIENTAS MENORESMAQUINA DE SOLDARBISELADOR OXIACETILENO

EQUIPO DE TOPOGRAFIAEQUIPO DE COMPUTACIONGENERADOR DE LUZ Nro 1GENERADOR DE LUZ Nro 2

MEZCLADORA COMPACTADOR SALTARIN

DETECTOR DE GASESTORQUIMETROBOMBA DE PRESIONCOMPRESOR EQUIPO DE RADIOGRAFIACAMIONETA

INSTRUMENTOS

HERRAMIENTAS VARIASEQUIPO DE ARENADOCOMPRESORAVIBRADORA

HERRAMIENTAS ELECTRICASGRUA DE 45 TNEQUIPO DE CORTEJUEGO DE GATOS HIDRAULICOMAQUINA DE SOLDAR INOXIDABLE

CAMIONETA DE RADIOGRAFIA

3 Gbl 1.00 2,200,852.483.1 1.00 128,673.80$ 128,673.803.2 16.00 465.00 7,440.003.3 16.00 13.92 222.723.4 32.00 9.57 306.243.5 5.00 6.96 34.803.6 32.00 16.31 522.003.7 5.00 21.75 108.753.8 16.00 304.50 4,872.003.9 32.00 150.00 4,800.00

3.10 5.00 500.00 2,500.003.11 16.00 28.50 456.003.12 5.00 1.01 5.043.13 16.00 4.39 70.253.14 5.00 200.00 1,000.003.15 32.00 0.05 1.603.16 5.00 300.00 1,500.003.17 16.00 19.00 304.003.18 32.00 19.00 608.003.19 5.00 7.89 39.453.20 16.00 200.00 3,200.003.21 30,358.00 2.45 74,377.103.22 30,358.00 2.03 61,626.743.23 61.00 520.00 31,720.003.24 6.00 680.00 4,080.003.25 16.00 150.00 2,400.003.26 6.00 25,000.00 150,000.003.27 1.00 20,000.00 20,000.003.28 19318 88.00 1,699,984.00

MATERIALES CIVILESALQUILER CARPACEPILLO

DISCO DE DESVASTEOXIGENOACETILENO

DISCO DE CORTE

MATERIAL

MATERIALES P/ ACERO AL CARBONOMATERIALES P/ ACERO INOXIDABLECALIBRACION DE INSTRUMENTOS

AMOLADORASTOLDOS PARA SOLDADURAMATERIALES VARIOSVARILLA INOXIDABLES

323 SCOTCHKOTE KITCONSUMIBLES 1BITUBO FIBRA OPTICA

MATERIAL DE RADIOGRACONSUMIBLESPINTURA EPOXICAPINTURA POLIURETANO

MATERIAL MECANICO (bridas, accesorios, etc)

CAMARAS DE PASOEMPLAMES PARA FIBRAPAPEL, TINTA, OTROSLISTADO DE VALVULAS

CAÑERIA 3" SCH-40 SIN COSTURA API 5L X-52.

Página 199


4 Gbl 1.00 339,514.864,1 2.00 700 1,400.004,2 5.00 1500 7,500.004,3 16.00 1000 16,000.004,4 32.00 100 3,200.004,5 5.00 40 200.004,6 16.00 100 1,600.004,7 5.00 500 2,500.004,8 16.00 465 7,440.004,9 32.00 500 16,000.004,10 5.00 350 1,750.004,11 16.00 500 8,000.004,12 5.00 2000 10,000.004,13 16.00 200 3,200.004,14 32.00 1500 48,000.004,15 16.00 52.2 835.204,16 32.00 60 1,920.004,17 16.00 20.916 334.664,18 32.00 500 16,000.004,19 5.00 450 2,250.004,20 2,530.00 7.00 17,710.004,21 32.00 250 8,000.004,23 5.00 850 4,250.004,24 32.00 1375 44,000.004,25 5.00 1375 6,875.004,26 16.00 1375 22,000.004,27 32.00 1650 52,800.004,28 5.00 1375 6,875.004,29 16.00 1375 22,000.004,30 5.00 1375 6,875.00

5 Gbl 1.00 22,520.005,1 Hr 161.00 60.00 9,660.005,2 Dia 161.00 60.00 9,660.005,3 dia 160.00 20.00 3,200.00

2,814,621.74

OTROS SERVICIOSCOLOCADO ANTENA

SERVICIO DE CELULARALQUILER DE CONTENEDORESALQUILER DE UNA CARPA WINTERALQUILER DE PORTACAM BANOS

INSTALACION SISTEMA INTERNETALQUILER POR EL USO DE INTERNETALQUILER DE RADIO COMUNICACIÓNALQUILER DE HANDY + EL SERVICIO

CERTIFICACION PROCEDIMIENTOMUESTRAS DE AGUAVACUNAS Y EXAMENESMATERIAL ALUMINIO

ALQUILER DE BANOS P OBRADORALQUILER 5 PIEZAS DE EL GATOALQ. TERRENO PARA OBRADORDESTINO FINAL DE AGUA NEGRAS

MOV Y DESMOV GRUA 45 TNTRANSPORTE DE EQUIPOS MENORESTRANSPORTES VARIOS DE CAMPAM

OTROS MATERIALES VARIOSSERVICIO DE ALIVIO DE TENSIONESRADIOGRAFIACALIBRACION

Total Presupuesto $us

SON :DOS MILLONES OCHOCIENTOSCATORCE MIL SEISCIENTOS VEINTE Y UNO 74/100 DOLARES AMERICANOS

TRANSPORTE DE CONTENEDORESTRANSPORTE DE GRUA DE 15 TNTRANSP MATERIAL MECANICOTRANSP MATERIAL ELECTRICO E INSTTRANSPORTE DE SOBRANTE Y RESIDUOALIMENTACION Y CAMPAMENTO ROPA DE TRABAJOALIMENTACIONCAMPAMENTOROPA DE TRABAJOALTERNATIVA No.1 - PRUEBA EN PLANTA

Página 200


6.1. Análisis de Costo del Equipo Separador de Producción

Página 201

PLANILLA DE COTIZACION DE EQUIPO EMPRESA CONTRATISTA

COTIZACION DEL EQUIPOEQUIPO:

Fecha:30/11/2012

Hora:00:00:00a.m.

TAG:

DIMENSIONES DEL EQUIPODimensiones del cuerpoDiametro Interno

36in

Costo del SA-516 702

$us/lb.Costo de Soldadores

20$us/hr

Diseñador20

$us/hrEspesor del cuerpo

1.75in.

Costo del SA-1051.50

$us/lb.Costo de Fresadores

20$us/hr

Ingeniero Mecanico40

$us/hrEspesor de los cabezales

1.75in.

Csoto del SA-106Costo de Ayudantes

10$us/hr

Especialista de Soldadura50

$us/hrLongitud (S/S)

10ft.

Costo del SA-53Peso especifico del acero al carbono

490lb/ft3.

Costo del SA-361.25

$us/lbCosto Total

50$us/hr

Costo Total110

$us/hr.Espesor de la base

0.5in.

Espesor de la Brida 1

in.Espesor de la Boquilla de entrada y salida de gas

0.5in

Espesor de la Boquilla de liquidos0.25

in

DESCRIPCIONMATERIAL

CANTIDADPESOS

PESOS COSTOS DE

AREAMEDICION

LAYOUTCORTES

FRESADOSDOBLADO

SOLDADOCERTIF

LIMPIEZAPERFORAC

ImprevistoITEM

ITEMITEM

ITEMUNITARIOS

TERMINALESMATERIALES

SUPERFIC.DE SECC.

LABORALLABORAL

LABORALLABORAL

LABORALLABORAL

LABORALLABORAL

LABORALLABORAL

COSTOCOSTO

COSTOLABORAL

LABORALMATERIALES

TOTALlb

lb$US

sq fthrs

hrshrs

hrshrs

hrshrs

hrshrs

hrshrs

$US$US

$USCabezales superior e inferior

SA-516 702

771.111,542.21

3,084.439.81

1624

2032

1624

1212

2412

1929,600.00

3,084.4312,684.43

Cuerpo del equipoSA-516 70

16,734.81

6,734.8113,469.61

94.2524

1632

4024

368

1632

12240

12,000.0013,469.61

25,469.61Base del equipo

SA-1051

264.88264.88

397.3212.97

108

46

46

66

86

643,200.00

397.323,597.32

Secciones complementariasSA-516 70

1132.44

132.44198.66

6.496

84

164

86

68

672

3,600.00198.66

3798.66_____________

__________________________

____________________________

________________________

____________________

_____________________

____________________

____________________

_______________________

__________8,674.34

17,150.02123.52

5656

6094

4874

3240

7236

56828,400.00

17,150.0245,550.02

Separador de ProduccionV-xxx

COSTO DE MATERIALESCOSTO MANO DE OBRA CALIFICADA

COSTO MANO DE OBRA ESPECIALIZADA


DESCRIPC ION MATERIAL CANTIDAD PESOS PESOS COSTOS DE AREA MEDIC ION LAYOUT CORTES FRESADOSDOBLADO SOLDADO CERTIF LIMPIEZA PERFORAC Imprevisto ITEM ITEM ITEM ITEM

UNITARIOSTERMINALESMATERIALESSUPERFIC . DE SECC. LABORAL LABORALLABORAL LABORAL LABORAL LABORAL LABORAL LABORAL LABORAL LABORAL COSTO COSTO COSTO

LABORAL LABORAL MATERIALES TOTAL

lb lb $US sq ft hrs hrs hrs hrs hrs hrs hrs hrs hrs hrs hrs $US $US $US

Cabeza les superior e inferior SA-516 70 2 771,11 1.542,21 3.084,43 9,81 16 24 20 32 16 24 12 12 24 12 192 9.600,00 3.084,43 12.684,43

Cuerpo del equipo SA-516 70 1 6.734,81 6.734,81 13.469,61 94,25 24 16 32 40 24 36 8 16 32 12 240 12.000,00 13.469,61 25.469,61

Base del equipo SA-105 1 264,88 264,88 397,32 12,97 10 8 4 6 4 6 6 6 8 6 64 3.200,00 397,32 3.597,32

Secciones complementarias SA-516 70 1 132,44 132,44 198,66 6,49 6 8 4 16 4 8 6 6 8 6 72 3.600,00 198,66 3798,66__________________________ __________________________________________________________________________________________________________ _____________________________________________________ __________ __________

8.674,34 17.150,02 123,52 56 56 60 94 48 74 32 40 72 36 568 28.400,00 17.150,02 45.550,02

DESCRIPCION MATERIAL TIPO DE DIAMET. TIPO DE CANTIDAD LONGITUD PESOS DE COSTO DE COSTO DE DISEÑO CORTE PLEGAM INSTALAC. BRIDAS CERTIFIC . Tiempo COSTO COSTO COSTO COSTO COSTO COSTO COSTO COSTO

MATERIAL BOQ BRIDA BOQUILLAS BOQUILLA MATERIAL MATERIAL BOQUILLA BOQUILLA BOQUILLA BOQUILLA CONEX. SOLDAD P arcial DE DISEÑO CORTE PLEGAMIENTOINSTALACION CONEX. CERTIFICAC. TOTAL TOTAL TOTAL

Y BRIDA BOQUILLA CONSUM. LABORAL LABORAL LABORAL LABORAL LABORAL LABORAL Laboral LABORAL LABORAL LABORAL LABORAL LABORAL LABORAL MATERIALES LABORAL

in in lb $US $US $US hrs hrs hrs hrs hrs hrs hrs $us $us $us $us $us $us $us $us $us

Boqui l la #1 Entrada de la Mezcla SA-106 B Smls pipe SA-516 70 8 WN 1 5 292,93 585,86 146,46 732,32 8,00 8,00 8,00 16,00 8,00 8,00 56,00 480,00 160,00 240,00 800,00 80,00 720,00 732,32 2.480,00 3.212,32

Boqui l la #2 Sa l ida de Gas SA-106 B Smls pipe SA-516 70 6 WN 1 5 204,86 409,72 102,43 512,15 8,00 8,00 8,00 12,00 8,00 6,00 50,00 480,00 160,00 240,00 600,00 80,00 540,00 512,15 2.100,00 2.612,15

Boqui l la #3 Sa l ida de Liquidos SA-105 SA-516 70 2 WN 2 7 42,36 84,72 21,18 105,90 4,00 4,00 6,00 8,00 8,00 6,00 36,00 200,00 80,00 180,00 400,00 80,00 540,00 105,90 1.480,00 1.585,90

Boqui l la #4 Entrada hombre SA-105. SA-516 70 24 WN 1 7 1.610,11 2.415,16 603,79 3.018,95 4,00 4,00 6,00 8,00 8,00 6,00 36,00 440,00 80,00 180,00 400,00 80,00 540,00 3.018,95 1.720,00 4.738,95___________ ______________ __________________ ________ ________ ________ ________ _________ _________ _________________________________ __________ ___________ __________ __________ __________ ____________________

5 2.150,26 3.495,46 873,87 4.369,33 24,00 24,00 28,00 44,00 32,00 26,00 178,00 1.600,00 480,00 840,00 2.200,00 320,00 2.340,00 4.369,33 7.780,00 12.149,33

Página 202


MISCELANEOS CANTIDAD COSTOS

TERMINALES

$us

Valvula de Seguridad 1 1,594.25

Prueba hidrostatica 1 2,733.00

Pintado y Dispos icion de Entrega 1 1,138.75

Demis ter tipo wire mesh 1 2,323.05

___________

7,789.05

DESCRIPCION DEL PESO Y COSTO DEL EQUIPO

Peso Tota l del terminado del equipo 11,907.06 lb

5.40 tn

Costo de materia les 21,519.35 $us

Costo Labora l 36,180.00 $us

Costo de Miscelaneos 7,789.05 $us

Costo Total Calculado 65,488.4 $us Tiempo laboral 746 hrs

Costo Total Con Porcentaje de Seguridad 15% 9,823.26 $us 75 DIAS

Imprevisto 20%

TOTAL COSTO ESTIMADO DEL EQUIPO 75,311.7 $us TIEMPO ESTIMADO DE FABRICACION 90 DIAS

Página 203


CAPÍTULO VII

ANÁLISIS DE RESULTADOS

Página 204


7. ANÁLISIS DE RESULTADOS.

7.1. EVALUACIÓN TÉCNICA.

Se tiene conocimiento que el pozo SIR-13 presenta condiciones para ser un pozo productor

pero el mismo aún no ha sido intervenido se tiene conocimiento que será en otra etapa, este

estudio también ha considera dentro de su estudio los caudales que podrían aportar los

conjuntamente con los otros tres pozos SIR 19 – 20 y 22 suman en total un caudal promedio

de 43.5 MMscfd, por tal motivo este estudio no sufrirá ningún percance al momento de querer

instalarlo en el caso de ser requerido de manera inmediata.

Por tal motivo se tiene un caudal de diseño de 50 MMscfd para el colector existente y el

equipo separador.

7.2. SISTEMA DE RECOLECCIÓN.

Diámetro de la Tubería para los Pozos SIR - 19, 20 y 22

Diámetro nominal (DN) de 3" desde salida de boca de pozo de SIR # 19, #20 y

#22 hasta colector M-03.

La línea de producción de 6" (DN) existente, desde salida de colector M-03

hasta Planta Sirari, podrá manejar el nuevo caudal hasta un límite de caudal de

gas de 50 MMscfd.

La tubería actual de prueba de diámetro nominal (DN) de 3" proporciona

condiciones óptimas para el sistema de recolección.

Los diámetros del material tubular del sistema de recolección son de 3".

Material Tubular

Se verifica que el tipo de material tubular:

API 5L Gr-B--------------- Se requiere un espesor de 0.25" el mismo no es Standars

API 5L X-42 --------------- Se requiere un espesor de 0.25" el mismo no es Standars

API 5L X-52--------------- Se requiere un espesor de 0.216" el cual es Standars

El material tubular óptimo es API 5L X-52, espesor de 0.216" SCH-40

Página 205


7.3. RÉGIMEN DE FLUJO

Se determina que el régimen de flujo multifasico es Segregado para las líneas de 3", y se

presenta un régimen de flujo Distribuido para el colector de 6".

Equipo Separador

Se requiere como mínimo un equipo de separador de las siguientes características:

Diámetro Interno = 36".

Espesor = 1 ¾ "

Diámetro Externo = 39.75"

Longitud del separador= 10 ft

Diámetro de la Boquilla de entrada = 8 "

Diámetro de la Boquilla de salida = 6"

Diámetro de la Boquilla de salida de líquidos= 2"

Peso en operación = 9329.05 lbs.

7.4. EVALUACION ECONOMICA.

Sistema de Recolección

El costo total de implementación de la líneas de producción considerando la utilización del

colector existente indican un costo de inversión de 2, 814,621.74 U$S.

Equipo separador

El costo total de implementación de separador de producción tendrá un costo de inversión de

75,311.7 U$S.

Página 206


7.5. ANALISIS DE LAS ADECUACIONES.

Se ha definido el diámetro y tipo de material del sistema de recolección conjuntamente es

adecuado la utilización del colector existente con la línea de producción de 6", se determinó

que el equipo separador mínimo requerido es de diámetro interno es de 36".

No se presenta dentro del estudio la probabilidad de formación de hidratos durante el

transporte desde salida de boca de pozo hasta la planta de procesamiento de gas.

Se verifica que los separadores de producción de alta de diámetro de 42" son suficientes para

poder manejar dichos caudales.

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CAPÍTULO VIII

CONCLUSIONES Y

RECOMENDACIONEPágina 208


CONCLUSION.

Sistema de Recolección.

Diámetro de la Tubería para los Pozos SIR - 19, 20 y 22

Diámetro nominal (DN) de 3" desde salida de boca de pozo de SIR # 19, #20 y #22 hasta

colector M-03.

La línea de producción de 6" (DN) existente, desde salida de colector M-03 hasta Planta

Sirari, podrá manejar el nuevo caudal hasta un límite de caudal de gas de 50 MMscfd.

La tubería actual de prueba de diámetro nominal (DN) de 3" proporciona condiciones

óptimas para el sistema de recolección.

Los diámetros del material tubular del sistema de recolección son de 3" de material

API 5L X-52 espesor 0.216" SCH-40.

Costo con los pozos indicados será de 2, 489,549.74 U$S.

Estimando un costo de 2,814,621.74 U$S., con la implementación de una pozo SIR-13

Separador de Producción.

Se requiere como mínimo un equipo de separador de las siguientes características:

Diámetro Interno = 36"

Espesor = 1 ¾ "

Diámetro Externo = 39.75"

Longitud del separador= 10 ft

Diámetro de la Boquilla de entrada = 8 "

Diámetro de la Boquilla de salida = 6"

Diámetro de la Boquilla de salida de líquidos= 2"

Se considera adecuado utilizar el equipo separador de 42" existente en planta Sirari,

verificar que el equipo presente en óptimas condiciones los internos (placa, de míster y

otros)

Página 209


RECOMENDACIONES.

Se recomienda realizar la adecuación de la línea de producción existente la misma que

deberá ser adecuada y realizada un análisis de integridad de caño.

Establecer como condición máxima de operación los especificados en el estudio a los

comediones de presión límites de operación.

BIBLIOGRAFIA.

Página 210


1. ANDINA, YPFB-. Ubicación Planta de Tratamiento Sirari. Santa Cruz de la Sierra, Bolivia:

YPFB, 2010.

2. Corporación, YPFB. Plan de Inversiones 2009-2015. La Paz, Bolivia: Imprenta COMPAZ,

2009.

3. Mokhatab, S., Poe, W. A. and Speight, J. G. Handbook of Natural Gas Transmission &

Processing. Oxford: Gulf Professional Publishing, 2006.

4. Martínez, Marcías J and Palacios, Ramiro P. Ingeniería del Gas - Características y

comportamientos de los Hidrocarburos. Maracaibo, Venezuela: Ingenieros Consultores,

S.R.L., 1994.

5. Graciani, Luis F. Cáceres. El Gas Natural, 3ra Ed. Lima, Perú : Grupo S.R.L, Corporación

Aceros Arequipa, 2002.

6. Calle, Marco. Tratamiento del Gas Natural, Tomo II. Sin editar. Cochabamba: s.n., 2006.

Sin Publicación, distribuido en ambientes de la Universidad Privada Boliviana.

7. Banzer S., Carlos. Correlaciones numéricas PVT. Maracaibo, Venezuela: Fundación

Laboratorio de Servicios Técnicos Petroleros, 1996.

8. Bidner, Mirtha Susana. Propiedades de la Roca y los Fluidos en Reservorios de Petróleo.

Buenos Aires, Argentina: Eduba. 1998.

9. Ahmed, Tarek. Hydrocarbon Phase Behavior. Houston, Texas, USA: Gulf Professional

Publishing, 1989.

10. Ahmed, Tarek. Reservoir Engineering Handbook 3 Ed. Oxford: Gulf Professional

Publishing, 2006.

11. Martínez, Marcías J. Deshidratación del Gas Natural. Maracaibo, Venezuela: Ingenieros

Consultores, S.R.L.

Página 211


12. Ingeniería del petróleo. [En línea] [Citado el: 27 de 02 de 2011.] http://ingenieria-de-

petroleo.blogspot.com/2008_02_01_archive.html.

13. La comunidad Petrolera. [En línea] [Citado el: 27 de 02 de 2011.]

http://www.lacomunidadpetrolera.com.

14. Sivalls, Inc. Production Facilities. Odessa, Texas, USA: Sivalls Technical.

15. PDVSA. Separación Física, Tambores Separadores. Petróleos de Venezuela S.A, PDVSA.

Venezuela: PDVSA, 1995. Manual de Diseño de separadores.

16. Marcías J., Martínez. Diseño Conceptual de Separadores. Maracaibo, Venezuela :

Ingenieros Consultores S.R.L, 1991.

17. “Ingeniería de Yacimientos Petrolíferos”. Ediciones Omega. Barcelona.1965.

ANEXOS

ANEXO 1: Factores de diseño F y la clase de localidades.

Página 212


Tabla # 1

ANEXO 2: El factor de disminución de temperatura deberá estar según esta tabla:

NOTA. Para temperaturas intermedias se debe interpolar.

Tabla # 3

ANEXO 3: El factor de junta longitudinal para la tubería.

Tabla # 2

Página 213


ANEXO: 4 Análisis para los siguientes materiales:

Tubería de acero al carbono soldada por resistencia eléctrica de alta frecuenciaERW-HF bajo las normas API 5L Grado B. X42 hasta X60.

Página 214


Tubería Lisa desde 6 5/8” hasta 24” de diámetro.

Tabla # 4

ANEXO 5: Tabla para poder determinar la Mínima Tensión de Fluencia especificada para

tubería de Acero.

Tabla # 5

Página 215


ANEXO 6: Diseño conceptual de separadores según normativa PDVSA.

Página 216


Página 217


ANEXO 7: Imágenes actuales del campo SIRARI.

Página 218


Página 219


Página 220

Optimizacion Del Sistema de Refrigeracion de Una Planta de Gas

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