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REPUBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA

UNIVERSIDAD DEL ZULIA FACULTAD DE INGENIERIA DIVISION DE POSTGRADO

PROGRAMA DE POSTGRADO EN INGENIERIA DE GAS

ESTUDIO TÉCNICO-ECONÓMICO PARA LA SELECCIÓN DEL PROCESO DE EXTRACCIÓN DE LÍQUIDO DEL GAS NATURAL EN LA UNIDAD DE

EXPLOTACIÓN LAGOCINCO

Trabajo de Grado presentado ante la Ilustre Universidad del Zulia

para optar al Grado Académico de

MAGISTER SCIENTIARUM EN INGENIERIA DE GAS

Autores: JAVIER ANTONIO OSORIO BRACHO YULI TIBISAY GAFFARO ARIAS

Tutor: Jorge Barrientos

Maracaibo, Diciembre 2008

Osorio Bracho, Javier Antonio; Gaffaro Arias, Yuli Tibisay. Estudio Técnico-Económico para la Selección del Proceso de Extracción de Líquido del Gas Natural en la Unidad de Explotación Lagocinco. (2008) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 235 p. Tutor: Msc. Jorge Barrientos.

RREESSUUMMEENN

Esta investigación consistirá en un estudio técnico - económico para seleccionar la mejor opción para el proceso de extracción de líquidos de gas natural (LGN) tales como: Refrigeración Mecánica Turbo Expansores y válvulas Joule Thompson, en los bloques VI, V–lamar, y V-centro de la unidad de explotación Lagocinco, así como la mejor disposición de los LGN obtenidos en el procesamiento. Actualmente el Complejo Lamargas perteneciente a la unidad de explotación Lagocinco, esta ubicada en el lago de Maracaibo y esta formada por (05) Módulos de Compresión (Lamargas, 5Gas2, 5Gas3, 5Gas4, 5Gas5) con una capacidad total de 525 MMPCED, adicionalmente el complejo presenta una planta de extracción de líquidos (Lamarliquido), el cual opera bajo el principio de Refrigeración Mecánica, presentando una capacidad de procesamiento de Gas Natural de 160 MMPCED y un producción promedio de 3400 barriles de liquido (LGN) por día, el cual se transporta hacia la refinería bajo grande en donde es fraccionado para obtener diversos productos. Se evaluará la Eficiencia de la Planta Lamarliquido y se estudiará la factibilidad de cambio por otro proceso de extracción de líquidos más eficiente, es importante destacar que actualmente la planta solo puede recibir del sistema de compresión (5Gas5) 120 MMPCED siendo esto una restricción al proceso. Por otra parte, según el plan de negocios 2007-2017 de PDVSA, La unidad de explotación Lagocinco manejará un volumen máximo de gas de 590 MMPCED para el 2017, por esta razón se visualizará la ampliación del sistema de extracción de líquidos. Esta investigación permitirá el aumento en la producción de crudos y líquidos del gas natural (LGN), se estiman pudieran recupera 33.707 barriles de líquidos del gas natural (LGN) por día para el 2017. Por otra parte la Puesta en marcha de Esta investigación se obtendrán beneficios tales como: Mejoramiento en la Calidad del gas combustible de las plantas compresoras.

Palabras Claves: Gas, Proceso de extracción de líquidos, Plantas de extracción de líquidos y Sistema de Compresión.

E-mail de los autores: [email protected], [email protected],

Osorio Bracho, Javier Antonio; Gaffaro Arias, Yuli Tibisay. Estudio Técnico-Económico para la Selección del Proceso de Extracción de Líquido del Gas Natural en la Unidad de Explotación Lagocinco. (2008) Trabajo de Grado. Universidad del Zulia. Facultad de Ingeniería. División de Postgrado. Maracaibo, Venezuela, 235 p. Tutor: Msc. Jorge Barrientos.

AABBSSTTRRAACCTT

This research will consist of a technical - economical study to select the best option for the extraction of natural gas liquids (NGL). Such as, mechanical refrigeration, turbo expanders, and valves joule Thompson, in the blocks VI, V-Lamar, and V –Centro; belonging to the unit holding Lagocinco, as well as, the best disposal of LNG from natural gas processing. Currently complex Lamargas belonging to the unit operating Lagocinco, is located in Lake Maracaibo and is formed by (05) Modules Compression (Lamargas, 5Gas2, 5Gas3, 5Gas4, 5Gas5) with a total capacity of 525 MMPCED. Besides the complex has a plant for extracting liquids (Lamarliquido), which operates under the principle of mechanical refrigeration, introducing a processing capacity Natural Gas 160 MMPCED and an average production of 3400 barrels of liquid (LNG), which is delivered to Bajo Grande refinery, where it is under great split for various products. Will assess the efficiency of the plant Lamarliquido and consider the feasibility of change on the other liquids extraction process more efficient, it is important to stress that the plant currently can only receive from the compression system (5Gas5) 120 MMPCED this being a restriction on the process. Moreover, according to the 2007-2017 business plan of PDVSA, operating Lagocinco the unit will handle a maximum volume of gas of 590 MMPCED for the year 2017, for this reason will be visualized the expansion of the system for extracting liquids. This research will allow an increase in the production of crude oil and liquid natural gas (LNG), are estimated to recover 33.707 barrels of LNG for the year 2017. On the other hand the commissioning of this research will be obtained benefits such as Improvement in Quality of the fuel gas compressor plants.

Key Words: Gas, Extraction process, and plant for extracting liquids, Compression

system.

DEDICATORIA A Dios Todopoderoso, por estar siempre conmigo y haberme permitido el día de hoy

culminar este meta.

A mi Padres, quienes son los que me dan la fortaleza necesaria para realizar y cumplir

todas las metas que me he trazado en la vida. Los quiero mucho.

A mis Hermanos, por brindarme su apoyo en todo momento y espero que esto le sirva de

fuente de inspiración.

A Eloisa Parra, por apoyarme en los momentos más difíciles.

Muchas Gracias….Javier Osorio

AGRADECIMIENTOS

A nuestro Tutor académico el Ing. Jorge Barrientos, por su orientación, apoyo en la

elaboración de este trabajo de Grado y su disposición de ayudarme en todo momento.

A la Universidad del Zulia, por haberme preparado académicamente para mi futuro profesional. A el ingeniero Juan Perdomo, por brindarme su asesoría, conocimientos y experiencia en la industria.

A todos, Gracias……

Javier Osorio

DEDICATORIA A Dios Todopoderoso, por estar siempre conmigo y haberme permitido el día de hoy

culminar este meta.

A mi Padres, quienes son los que me dan la fortaleza necesaria para realizar y cumplir

todas las metas que me he trazado en la vida. Los quiero mucho.

A mis Hermanas, por brindarme su apoyo en todo momento y espero que esto le sirva de

fuente de inspiración.

A mi amigo Gabriel Ortega, por apoyarme en los momentos más difíciles.

Muchas Gracias…

Yuli Gaffaro

AGRADECIMIENTOS

A nuestro Tutor académico el Ing. Jorge Barrientos, por su orientación, apoyo en la

elaboración de este trabajo de Grado y su disposición de ayudarme en todo momento.

A la Universidad del Zulia, por haberme preparado académicamente para mi futuro profesional. A el ingeniero Juan Perdomo, por brindarme su asesoría, conocimientos y experiencia en la industria. A mi compañero de Tesis, el Ingeniero Javier Osorio por haber compartido contigo sus conocimientos.

A todos, Gracias…

Yuli Gaffaro

TABLA DE CONTENIDO Página

RESUMEN…………………………………………………………………………………..

3

ABSTRACT…………………………………………………………………………………. 4

DEDICATORIA……………………………………………………………………………...

5

AGRADECIMIENTO………………………………………………………………………..

7

TABLA DE CONTENIDO…………………………………………………………………..

9

LISTA DE TABLAS…………………………………………………………………………

14

LISTA DE FIGURAS……………………………………………………………………….

18

LISTA DE SÍMBOLOS……………………………………………………………………..

20

INTRODUCCIÓN…………………………………………………………………………..

23

CAPÍTULO

I

PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA

Planteamiento del problema…………………………….........………...

Hipótesis de la investigación…………………………………………….

Objetivos de la investigación…………………………….........………...

Objetivo General……………………………………………………….

Objetivos Específicos…………………………………………………

Justificación de la investigación……………………………....…………

DDeelliimmiittaacciióónn ddee llaa iinnvveessttiiggaacciióónn………………………………………………………………..………………......

25

26

27

27

27

28

29

II MARCO TEÓRICO

Antecedente………………………………………………………………..

GGaass nnaattuurraall……………………………………………………………………………………………………………………………………

Clasificación Del Gas Natural………………………………….………...

Según El Contenido De Hidrocarburos Recuperables

Como Líquido

Según El Contenido De Ácidos….………………..………………...

Según El Contenido De Agua……………..………………………...

Líquidos Del Gas Natural (LGN)…………………………………………

Gas Licuado Del Petróleo (GLP)………………………………….…….

31

32

33

34

34

34

35

36

Página

Gasolina Natural…………………………………………………………..

Procesamiento Del Gas Natural………………………………….……..

Expansión Isentálpica (Efecto Joule Thomson)…………………

Expansión Isentrópica (Turbo-Expansión)……………………….

Refrigeración Mecánica……………………………………………

Proceso De Licuefacción…………………………………………………

Proceso De Enfriamiento…………………………………………………

Almacenamiento Del LGN………………………………………………..

Transporte Del LGN………………………………………………………

Usos Del LGN……………………………………………………………..

Inhibición De Hidratos Con Glicoles…………………………….………

Selección Del Inhibidor…………………………………………………...

Uso De La Ecuación De Hammerschmidt………………………

Descripción De La Red De Gas…………………………………………

Sistema De Recolección De Gas………………………………

Sistema De Distribución De Alta Presión……………………….

Sistema de Transferencia Entre Áreas ......................…………

Proceso De Extracción De Liquido En Planta Lamarlíquido…

Descripción Del Flujo Del Proceso De La Planta……………….

Plantas Compresoras……………………………………………………..

PPllaannttaass mmoodduullaarreess …………………………………………………

Descripción Típica De Una Etapa De Compresión……………..

Sistema De Gas Combustible De Plantas Modulares De

Compresión De Gas………………………………………………………

Simuladores De Procesos………………………………………………..

Simulador PIPEPHASE…………………………………………………..

Simulador Pro II……………………………………………………….….

Principios De Cálculos De Caída De Presión………………….………

Flujo De Fluidos En Tuberías……………………………………………

Teorema De Bernoulli……………………………………………….…...

Propiedades Físicas De Los Fluidos…………………………….…..

Flujo En Tuberías Y Número De Reynolds……………………..…..

36

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73

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Página

Pérdidas De Presión Debido A La Fricción……………………...

Factor De Fricción Y Efecto De La Rugosidad De La Tubería..

Ecuaciones Básicas Derivadas De La Ecuación De Darcy…...

Criterios De Diseño Para Líneas Que Transportan Líquidos….

Criterios De Diseño Para Líneas Que Transportan Gases……

Longitud Equivalente De Válvulas Y Accesorios……………….

Cálculo Del Factor De Fricción……………………………………

Flujo Multifàsico En Tuberías……………………………………..

Otras Ecuaciones…………………………………………………..

Índices De Costos…………………………………………………………

Indicadores Dinámicos……………………………………………………

Valor Presente Neto (VPN)………………………………………..

Tasa Interna De Retorno (TIR)…………………………………..

Eficiencia De La Inversión (EI)…………………………………...

75

77

77

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79

79

79

84

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99

100

100

100

101

III MARCO METODOLOGICO Tipo de Investigación…………………………….……………………….

Metodología y Procedimientos Empleados…………………………….

Recopilación de la Información……………………………………

Validación de la Información………………………………………

Simulación De Las Plantas Compresoras De 5GAS, Porta VII y las

(4) cuatro plantas compresoras propuestas utilizando el paquete de

simulación Pro II Versión 8.00.……………………….…………………

Simulación de la planta de extracción de líquidos

Lamarlíquido utilizando el paquete de simulación Pro II versión

8.0…………………………………………………………………………..

Evaluación de las alternativas del proceso de extracción de

líquidos……………………………………………………………………

Simulación del sistema Joule-Thomson, considerando la torre

desetanizadora……………………………………………………………

102

102

102

141

142

145

146

147

Cálculo del gas requerido por el rehervidor de la torre

desetanizadora……………………………………………………………

148

Cálculo de volumen de glicol a inyectar…………………………

Simulación de la disposición de los líquidos del gas natural

utilizando el paquete de simulación PIPEPHASE versión 9.1……...

Evaluación de las alternativas de disposición de los líquidos…

Cálculo del diámetro optimo de la tubería transportara 24.5 MBD

de la planta extracción propuesta hacia planta de fraccionamiento

Bajo Grande……………………………………………

Cálculo del diámetro optimo de la tubería que transportara

11,5 MBD de la nueva planta extracción de los líquidos del gas

(LGN) a la planta de fraccionamiento Bajo grande…………………...

Evaluación económica menor costo para las opciones

propuestas para la disposición de los líquidos del gas natural

(LGN) ………………………………………………………………………

Rentabilidad del proyecto global…………………………………

Otras premisas……………………………………………………..

148

149

150

151

152

153

154

IV ANALISIS DE LOS RESULTADOS Simulación punto de rocío del gas de la succión y combustibles de

las plantas 5Gas5, Porta VII y de los cuatro (4) módulos de

compresión propuesto….…………………………………………………

Simulación de la planta compresora 5Gas5……………………………

Simulación de la planta compresora porta VII………………….……...

Simulación de las cuatro (4) plantas compresoras

propuestas..........................................................................................

Simulaciones de la planta de Lamarlíquido.……………………………

Simulaciones de las alternativas del proceso de extracción de

líquidos……………………………………………………………………..

156

160

163

165

168

172

Simulación de la torre desetanizadora………………………………….

Simulación de la disposición de los líquidos del gas natural

utilizando el paquete de simulación PIPEPHASE versión 9.1………Evaluación de las alternativas de disposición de los líquidos………..

Resultado del cálculo de la rentabilidad del proyecto global…………

183

186

192

205

CONCLUSIONES…………………………………………………………………………..

211

RECOMENDACIONES……………………………………………………………………

213

REFERENCIAS BIBLIOGRÁFICAS……………………………………………………... 214

ANEXOS…………………………………………………………………………………….

215

LISTA DE FIGURAS

Figura Página

1 Ubicación geográfica……………………………………………….. 30

2 Proceso Típico Joule Thomson (JT)……………………………… 37

3 Proceso Típico de Turbo-Expansión (TE)……………………….. 38

4 PPrroocceessoo TTííppiiccoo ddee RReeffrriiggeerraacciióónn ((RREE))………………………………………………………….. 39

5 Sistema de disposición de los líquidos de la planta de extracción de Lamarlíquido y Lamaproceso hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande…………………………………….

42

6 Proceso de Enfriamiento y Desetanizadora……………………... 56

7 Proceso De Reconcentración Del Glicol…………………………. 57

8 PPrroocceessoo ddee CCoommpprreessiióónn ddee PPrrooppaannoo………………………………………………………….... 58

9 Esquemático de la Planta de Extracción de Líquidos Lamarlíquido………………………………………………………....

59

10 Plan de Negocios 2007-2017 y las capacidades nominales de plantas………………………………………………………………..

105

11 Plan de Negocios 2007-2017 de la Unidad de Explotación Lagocinco…………………………………………………………….

106

12 Diagrama P-T del gas de Succión de la planta compresora 5Gas5…………………………………………………………………

156

13 Diagrama P-T del gas combustible de la planta compresora 5Gas5…………………………………………………………………

157

14 Diagrama P-T del gas de succión de la planta compresora Porta VII………………………………………………………………

157

15 Diagrama P-T del gas combustible de la planta compresora Porta VII………………………………………………………………

158

16 Diagrama P-T del gas succión de las cuatro (4) plantas compresoras propuestas…………………………………………...

158

17 Diagrama P-T del gas combustible de las cuatro (4) plantas compresoras propuestas…………………………………………...

159

18 Esquemático de la simulación de la planta compresora 5Gas5…………………………………………………………………

160

19 Esquemático de la simulación de la planta compresora Porta VII……………………………………………………………………..

163

20 Esquemático de las simulaciones de las (4) cuatro plantas compresoras propuestas…………………………………………...

165

21 Esquemático simulación de la planta de extracción de líquidos Lamarlíquido…………………………………………………………

168

22 Esquemático de simulación de la alternativa del proceso de Extracción de líquido Joule Thomson……………………………..

172

23 Esquemático de simulación de la alternativa del proceso de Extracción de líquido Refrigeración Mecánica…………………..

173

Figura Página

24 Esquemático de simulación de la alternativa del proceso de Extracción de líquido Turbo-Expansión…………………………..

174

25 CCoossttooss gglloobbaalleess ppaarraa eell mmaanneejjoo ddee 443300 MMMMPPCCEEDD………………... 177

26 Relación Beneficio/Costo para el manejo de 430 MMPCED…... 178

27 CCoossttooss gglloobbaalleess ddee llaass aalltteerrnnaattiivvaass mmaanneejjaannddoo 116600 MMMMPPCCEEDD.... 180

28 Relación Beneficio/Costo para el manejo de 160 MMPCED…... 182

29 Esquemático de simulación de la Torre Desetanizadora……… 183

30 Esquemático de la simulación de la disposición de los líquidos desde las plantas Lamarlíquido y Lamaproceso………………….

186

31 Estudio hidráulico del sistema de disposición de los LGN de las plantas de extracción Lamarlíquido y Lamaproceso caída de presión Vs. Barriles (MBD)……………………………………..

190

32 Estudio hidráulico del sistema de disposición de los LGN de las plantas de extracción Lamarlíquido y Lamaproceso caída de Velocidad Vs. Barriles (MBD)……………………………………….

191

33 Esquemático simulación del sistema de disposición, considerando 13 MBD de la nueva planta de extracción……….

193

34 Determinación del diámetro óptimo de tubería para manejar 11,5 MBD……………………………………………………………...

194

35 Estudio hidráulico del sistema de disposición de 11.5 MBD de la planta propuesta (Joule-Thomson)……………………………...

196

36 Esquemático simulación del sistema de disposición, considerando 24.5 MBD de la nueva planta de extracción……..

197

37 Determinación del diámetro óptimo de tubería para manejar 24,5 MBD………………………………………………................... 198

38 Estudio hidráulico del sistema de disposición de 24.5 MBD de la planta extracción propuesta (Joule-Thomson) hasta la planta de Fraccionamiento Bajo Grande………………………….

200

39 Flujo de caja de las opciones de disposición de líquidos del gas natural (LGN)……………………………………………………

204

40 Evaluación económica general de la propuesta de planta de extracción de líquidos (LGN)………………………………………..

208

LISTA DE TABLAS

Tabla Página

1 Patrón de flujo I……………………………………………………………… 85

2 Patrón de flujo II……………………………………………………………... 87

3 Constantes de equilibrio para el C1 KOHN……………………………….. 98

4 Capacidad nominal de las plantas compresoras.………………………. 104

5 Volumen de la Unidad Lagocinco según Plan de Negocios 2007-2017……………………………………………………………………………

104

6 Volumen de la Unidad Lagocinco en Actualidad.…………………………………………………………………….

105

7 Cromatografía de gas de la succión de la planta compresora 5Gas5…………………………………………………………………………

107

8 Cromatografía de gas del combustible de la planta compresora 5Gas5………………………………………………………………………….

108

9 Cromatografía de gas de la descarga de la planta compresora 5Gas5………………………………………………………………………….

109

10 Cromatografía de gas de la succión de planta compresora Porta VII………………………………………………………………………………

110

11 Cromatografía de gas del combustible de planta compresora Porta VII………………………………………………………………………………

111

12 Cromatografía de gas de la descarga de planta compresora Porta VII………………………………………………………………………………

112

13 Cromatografías de gas de la Succión de la planta Lamarlíquido…….... 113

14 Punto de operación de Succión de la planta compresora 5Gas5……… 114

15 Data para diagrama de fases de gas de succión de la planta compresora 5Gas5…………………………………………………………..

114

16 Punto de operación de gas combustible de la planta 5Gas5…………... 117

17 Data para diagrama de fases de gas combustible la planta compresora 5Gas5…………………………………………………………..

117

18 Punto de operación de gas de Succión de la planta compresora Porta VII………………………………………………………………………………

120

19 Data para diagrama de fases de gas Succión la planta compresora Porta VII……………………………………………………………………….

120

20 Punto de operación de gas combustible de la planta compresora Porta VII………………………………………………………………………………

123

21 Data para diagrama de fases de gas combustible de la planta compresora Porta VII………………………………………………………..

123

Tabla Página

22 Punto de operación de gas succión de las (4) cuatro plantas compresoras propuestas……………………………………………………

126

23 Data para el diagrama de fases de gas succión de las plantas (4) cuatro compresoras propuestas……………………………………………

126

24 Punto de operación de gas combustible de las (4) cuatro plantas compresoras propuestas……………………………………………………

129

25 Data para el diagrama de fases de gas combustible de las (4) cuatro plantas compresoras propuesta……………………………………………

129

26 Datos de entrada a la planta compresora 5GAS5……………………….. 132

27 Datos de proceso de planta compresora 5GAS5……………………....... 132

28 Datos de entrada a la planta compresora Porta VII……………………... 133

29 Datos de proceso de planta compresora Porta VII………………………. 133

30 Especificaciones Técnicas de los equipos de la Planta de Extracción de Líquidos de Lamarlíquido………………………………………………..

134

31 Data de entrada de la Torre Desetanizadora…………………………….. 137

32 Datos de la corriente de entrada a las (4) cuatro plantas compresoras propuestas…………………………………………………………………….

138

33 Datos de proceso de las (4) cuatro plantas compresoras propuestas…………………………………………………………………….

138

34 Data considerada en la simulación en las alternativas de proceso de extracción de líquidos para un volumen de 430 MMPCED……………..

139

35 Data considerada en la simulación en las alternativas de proceso de extracción de líquidos para un volumen de 160 MMPCED……………..

139

36 Data de la simulación del sistema Joule-Thomson, considerando la Torre Desetanizadora………………………………………………………..

140

37 Datos de proceso de los líquidos de la planta Lamarlíquido, Lamaproceso y el Criogénico hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande……………………………………………………………………......

141

38 Data para el cálculo de gas requerido por el Rehervidor de la Torre Desetanizadora………………………………………………………………

148

39 Data considerada en la simulación del sistema de disposición de los líquidos de la planta Lamarlíquido y Lamaproceso hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande……………………………………………...

149

40 Valores típicos para costos de Equipos…………………………………...

153

41 Comparación de datos de presión, temperatura de rocío con operación……………………………………………………………………...

159

42 Resultados de la Simulación de la planta 5Gas5……………………….. 161

Tabla Página

43 Resultados de las composiciones de la descarga y combustible de la planta 5GAS5…………………………………………………………………

161

44 Composición en la salida del enfriador de la 1° etapa de compresión de la planta 5GAS5…………………………………………………………..

162

45 Resultados de la Simulación de la planta compresora Porta VII……… 164

46 Resultados de las composiciones de la descarga y combustible de la planta compresora Porta VII………………………………………………..

164

47 Resultados de las Simulaciones de las (4) cuatro plantas propuestas…………………………………………………………………….

166

48 Resultados de las composiciones de la descarga y combustible de las planta (4) cuatro plantas propuestas………………………………………

166

49 Resultados de la simulación de la planta Lamarlíquido…………………. 169

50 Flujo Molar del gas de entrada planta extracción Lamarlíquido y salida

de LGN………………………………………………………………………..

169

51 Resultados de la simulación de las válvulas de la planta Lamarlíquido………………………………………………………………….

170

52 Resultados de la simulación de los compresores de la planta Lamarlíquido………………………………………………………………….

170

53 Resultados de la simulación de los enfriadores de la planta Lamarlíquido………………………………………………………………….

170

54 Escenario A. Resultados de las simulaciones de los procesos manejando 430 MMPCED…………………………………………………..

175

55 Escenario B. Resultados de las simulaciones de los procesos manejando 160 MMPCED…………………………………………………..

175

56 Resultados de los cálculos del costo aproximado de las alternativas manejando de 430 MMPCED………………………………………………

176

57 Resultados de los cálculos del costo/beneficio de las alternativas manejando de 430 MMPCED………………………………………………

177


180


181

60 Resultados de la Simulación de la torre desetanizadora con el proceso Joule Thomson……………………………………………………..

184

61 Cálculo de volumen de glicol a inyectar…………………………………... 185

62 Resultados de la disposición de los líquidos desde las plantas Lamarlíquido y Lamaproceso……………………………………………….

186

63 Caídas de presión y velocidades en el sistema de disposición de los líquidos de las plantas Lamarlíquido y Lamaproceso……………………

187

64 Caídas de presión y velocidades en el sistema de disposición de los líquidos de las plantas Lamarlíquido y Lamaproceso considerando un volumen adicional 10 MBD………………………………………………….

187

Tabla Página


188


188


189


189

69 Determinación de costos de tubería y potencia de bombas……………. 193

70 Resultados de la disposición de los líquidos con la nueva planta de extracción hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande…………...

195

71 Resultados de la disposición de los líquidos con la nueva planta de extracción hacia la nueva planta de fraccionamiento……………………

195

72 Caída de presión y velocidad en la tubería de 6” desde la planta extracción nueva hacia la planta de Fraccionamiento Bajo Grande……

196

73 Caída de presión y velocidad en la tubería de 8” desde la planta extracción nueva hacia la planta de Fraccionamiento Bajo Grande……

198

74 Resultados de la disposición de los líquidos con la nueva planta de extracción hacia el sistema de fraccionamiento Bajo Grande…………..

199

75 Caída de presión y velocidad en la tubería de diámetro de 8” desde la planta extracción nueva hacia la planta de Fraccionamiento Bajo Grande………………………………………………………………………...

200

76 Evaluación económico de la propuesta de menor costo………………... 201

77 Valor presente neto (VPN) de la opción N° 1…………………………….. 202

78 Valor presente neto (VPN) de la opción N° 2…………………………….. 203

79 Estudio técnico- económico del proyecto de extracción de líquido en la Unidad de Explotación Lagocinco, según plan de negocios PDVSA 2007-2017…………………………………………………………………….

205

80 Cálculo del valor presente neto de la propuesta de extracción de líquidos del gas natural (LGN)……………………………………………...

206

81 Cálculo de la tasa interna de retorno de la propuesta de extracción de líquidos del gas natural (LGN)……………………………………………...

207

82 Cálculo de la eficiencia de inversión de la propuesta de extracción de líquidos del gas natural (LGN)……………………………………………...

209

LLIISSTTAA DDEE SSIIMMBBOOLLOOSS

Símbolo Significado Unidades

A Area transversal de la tubería Pie2

A

= 53,34. Constante de la ecuación de corrección para

la elevación relativa adimensional

CP Costo Presente MMBs

CO Costo Original MMBs

ICP Índice de Costo Presente MMBs

d Diámetro interno de la tubería pulgadas

D Diámetro interno de la tubería. pie

E Factor de eficiencia de la tubería. fracción

EI Eficiencia de la inversión %

F Fricción o pérdida de cabezal Kpa.m3/Kg

F2 Factor que depende de las unidades.

Fpv Corrección del volumen para un fluido no ideal debido

a la compresibilidad.

1/ f f Factor de transmisión. adimensional

f f Factor de fricción de Fanning. adimensional

f m Factor de fricción de Moody, ( fm = 4,0 ⋅ f f ). adimensional

g Aceleración debido a la gravedad = 32,2. pie/s2 , m/s2

gc constante gravitacional = 32,2 (pie ⋅ lbm)/(lbf ⋅ s2)

H Energía total de un fluido en un punto sobre un plano

de datos.

pie

hl Pérdida del cabezal de presión estática debido al flujo

de fluido.

pie de fluido

K Constante de equilibrio adimensional

L Longitud de la línea. pie

L’ Longitud de la línea. millas


n Número de moles. lbmol

P Presión. psig

P1 Presión de succión. psia

P2 Presión de descarga. psia

Pm Presión media. psia

Pb Presión base absoluta;

especificación ANSI 2530:Pb =14,73

psia

Pi Presión de diseño interna. psig.

PM Peso molecular. lbm/lbmol

Δp Caída de presión kPa

ΔP100 caída de presión; psi/100 pie de longitud equivalente

de tubería

ΔPf Caída de presión del componente de fricción. psi

ΔPt Caída de presión total. psi

q Tasa de flujo. gal/min, BPD

Q Tasa de flujo de gas p3/ día en las condiciones base (a

Pb y Tb).

Re Número de Reynolds. adimensional

Rs Relación Gas- Crudo

T Temperatura °C, °F

TIR Tasa interna de retorno %

Tm Temperatura media. °R

Tprom Temperatura promedio [ Tprom = (Tin + Tex)/2]. °R

Tb temperatura base especificación ANSI 2530: Tb 520°R. °R.

U Energía interna del fluido específico

ΔY Cambio de elevación pie

Δz Elevación vertical de la tubería Pie,m


V Velocidad del fluido. pie/s, m/s

VPN Valor presente neto MMBs

W Caudal Lb/hr, Kg/hr

yg Fracción molar del gas fracción

Z Factor de compresibilidad adimensional

Zprom Factor de compresibilidad promedio adimensional

ε Rugosidad absoluta. pie γ Gravedad específica del gas con respecto a la del aire

(γ aire = 1,0).

μ Viscosidad del fluido en fase simple. lbm/ (pie ⋅ s)

μe Viscosidad del fluido en fase simple. cp

δo Peso especifico del crudo

ρ Densidad del fluido en fase simple. lbm/pie3

ρ prom Densidad promedio = [ ρ prom = ( ρ in + ρ ex)/2]. lb./pie3

∞ Constante dependiente del perfil de velocidad (∞= 1,1

para flujo turbulento, ∞= 2,0 para flujo laminar

IINNTTRROODDUUCCCCIIÓÓNN

Petróleos de Venezuela, PDVSA, es una de las más grandes corporaciones productoras

de Petróleo y la segunda empresa de energía del mundo. Para asegurar el cumplimiento

de su función, en un entorno de cambios constantes y mercados cada vez mas

competitivos y exigentes, PDVSA ha diseñado un Plan de Negocios 2007 2017.

Según este Plan de Negocios, hoy en día en los bloques VI, V-Lamar y V-centro

pertenecientes a la Unidad de Explotación Lagocinco, se produce un volumen de gas rico

de 240 MMPCED, de los cuales solo 120 MMPCED se pueden procesar dejándose de

producir un volumen importante de líquidos del gas natural. La corriente de gas de la

Unidad de explotación de Lagocinco posee un alto contenido de propanos, butanos y

Gasolina Natural (3.62 GPM), del cual se estima que puedan recobrarse 13.711 barriles

diarios de líquidos del gas natural (LGN), al procesar un volumen aproximado de 240

MMPCED de gas para la situación actual y 33.707 barriles diarios de líquidos de gas

natural (LGN) procesando 590 MMPCED de gas para el 2017, mediante el uso apropiado

de un proceso de Extracción.

Adicionalmente hoy en día las plantas de Compresión de la Unidad de Explotación

Lagocinco (5Gas2, 5Gas3, 5Gas4, 5Gas5, y los Boosters) y PC-7, utilizan el gas rico

como combustible de arranque y operación normal generando problemas operacionales,

tales como la aparición de puntos calientes en la cámara de combustión y la formación de

coque sobre los alabes de las turbinas, trayendo como consecuencia la disminución de la

eficiencia de la misma y la reducción de su período de vida útil, todo esto originado por la

presencia de hidrocarburos líquidos en la corriente gaseosa.

Por lo antes expuesto, se realizará un estudio técnico-económico de la mejor alternativa

del proceso de Extracción de líquidos y su disposición para la situación actual y futuro

según Plan de Negocios PDVSA 2007-2017. El estudio se ejecutará en el campo

procesos de Extracción de líquidos tales como: Refrigeración Mecánica, Turbo-

expansores y Válvula Joule Thompson para el proceso de Extracción de líquidos del gas

natural.

La investigación servirá de base para dar inicio a un proyecto de ampliación en el área de

extracción de líquidos del gas natural en la unidad de explotación de Lagocinco esto

generara una mayor comercialización, por otra parte existiría un repunte en la Industria

Petroquímica, debido al aumento en la producción de la materia prima propanos y

butanos, impactando o generando crecimiento en los centros poblados.

Se aumentará la producción líquidos del gas natural (LGN) adicional que se obtendrá al

comercializar un barril de condensado en el mercado, a través de las mejoras en la Planta

de extracción actual Lamarliquido, se obtendrán beneficios tales como: mejoramiento en

la calidad del gas combustible (operación y arranque) de las Plantas Compresoras,

actualmente el gas de Lagocinco presenta 3.62 GPM, por lo que su uso como combustible

ha generado daños en los combustores y los componentes calientes de las turbinas del

campo, con las consiguientes perdidas económicas por paro de unidad, gastos de

mantenimiento y reparación, además de desaprovechar un volumen de 1.685 barriles

diarios de líquidos del gas natural (LGN) que se queman en cámara de combustión de la

turbina de potencia para el 2017. La implantación de un proceso de extracción de líquidos

del gas natural (LGN) daría los beneficios directos por la obtención de 33.707 barriles de

líquidos del gas natural (LGN) y adicionalmente la utilización de gas procesado como

combustible, daría mayor seguridad a la operación de las turbinas del área y mayor

flexibilidad al quemar los sistemas actuales de gas combustible como respaldo en caso de

paro de la Planta de extracción.

También habrá menor posibilidad de formación de hidratos en los sistemas de distribución

de Gas Lift (LAG) traduciéndose en barriles diferidos.

CCAAPPÍÍTTUULLOO II

PPLLAANNTTEEAAMMIIEENNTTOO DDEELL PPRROOBBLLEEMMAA

11..11.. PPLLAANNTTEEAAMMIIEENNTTOO DDEELL PPRROOBBLLEEMMAA

Hoy en día en los bloques VI, V-Lamar y V-centro pertenecientes a la unidad de

explotación Lagocinco, se produce un volumen de gas rico de 240 MMPCED, de los

cuales solo 120 MMPCED se pueden procesar dejándose de producir un volumen

importante de líquidos del gas natural. La corriente de gas de la Unidad de explotación

de Lagocinco posee un alto contenido de propanos, butanos y Gasolina Natural (3.62

GPM), del cual se estima que puedan recobrarse 13.711 barriles diarios de líquidos del

gas natural (LGN), al procesar un volumen aproximado de 240 MMPCED de gas para la

situación actual y 33.707 barriles diarios de líquidos del gas natural (LGN) procesando

590 MMPCED de gas para el 2017 según el Plan de Negocios 2007-2017 de PDVSA,

mediante el uso apropiado de un proceso de extracción.

La Planta Lamarliquido tiene una capacidad nominal de 160 MMPCED de los cuales solo

maneja 120 MMPCED por limitaciones en el sistema de compresión, obteniéndose un

recobro de 3.400 barriles de Líquidos del gas natural. Esta planta se encuentra hoy en

día fuera de servicio y según información técnica la planta estuvo operando con bajo

factor de recobro.

Adicionalmente, hoy en día las plantas de Compresión de la Unidad de Explotación

Lagocinco (5Gas2, 5Gas3, 5Gas4, 5Gas5, y los Boosters) y PC-7, utilizan el gas rico

como combustible de arranque y operación normal generando problemas operacionales,

tales como la aparición de puntos calientes en la cámara de combustión y la formación de

coque sobre los alabes de las turbinas, trayendo como consecuencia la disminución de la

eficiencia de la misma y la reducción de su período de vida útil, todo esto originado por la

presencia de hidrocarburos líquidos en la corriente gaseosa.

El daño ocasionado a los combustores y a los alabes de las turbinas ha producido paros

no programados de estos equipos para reparaciones, con los consecuentes costos de

mantenimiento, pérdida de producción asociada y reducción del porcentaje de utilización

del Gas Natural, adicionalmente se tendría mayor probabilidad de formación de hidratos

en el sistema de distribución de Gas Lift (LAG).

Por lo antes expuesto; se realizará un estudio técnico-económico de la mejor alternativa

del proceso de extracción de líquidos y su disposición para la situación actual y futuro

según Plan de Negocios PDVSA 2007-2017.

Esta investigación dará respuesta a las siguientes interrogantes:

¿Será posible verificar el sistema de compresión de gas natural de la unidad de

Explotación Lagocinco?

¿Se podrá evaluar el sistema de extracción de líquidos para la situación actual?

¿Se logrará evaluar el sistema de extracción de líquidos considerando el crecimiento

del gas natural según plan de negocios PDVSA 2007-2017?

¿Será posible descifrar los resultados de la simulación con los datos obtenidos en

campo para la situación actual?

¿Se podrá técnica y económicamente encontrar las alternativas del proceso de

extracción de líquidos para la situación actual?

¿Se podrá técnica y económicamente encontrar las alternativas del proceso de

extracción de líquidos según plan de negocios PDVSA 2007-2017?

¿Existirá alguna forma de seleccionar la mejor disposición de los líquidos extraídos del

gas natural de la Unidad Explotación Lagocinco?

¿Se logrará obtener la rentabilidad del proyecto global, valor presente neto, tasa

interna retorno y la eficiencia de la inversión?

11..22.. HHIIPPÓÓTTEESSIISS DDEE LLAA IINNVVEESSTTIIGGAACCIIÓÓNN

No aplica.

11..33.. OOBBJJEETTIIVVOOSS DDEE LLAA IINNVVEESSTTIIGGAACCIIÓÓNN

11..33..11.. OObbjjeettiivvoo GGeenneerraall

Estudiar Técnica y económicamente el mejor proceso de extracción de líquidos del

gas natural en la Unidad de Explotación Lagocinco para la situación actual y según plan

de negocios PDVSA 2007-2017.

11..33..22.. OObbjjeettiivvooss EEssppeeccííffiiccooss

Evaluar el sistema de compresión de gas natural de la Unidad de Explotación

Lagocinco utilizando paquete de simulación PRO/II.

Evaluar el sistema extracción de líquido actual del gas natural de la Unidad de

Explotación Lagocinco utilizando paquete de simulación PRO/II.

Estudiar el sistema de extracción de líquidos considerando el crecimiento del gas

natural según plan de negocios PDVSA 2007-2017 en la Unidad de Explotación

Lagocinco.

Analizar los resultados de la simulación del sistema de extracción de líquidos para

la situación actual utilizando paquete de simulación PRO/II.

Evaluar técnica y económicamente las alternativas del proceso de extracción de

líquidos para la situación actual.

Comprobar técnica y económicamente las alternativas de la disposición de los

líquidos del gas natural para la situación actual utilizando el paquete de

simulación PIPEFHASE y hojas de cálculo.

Analizar los resultados de la simulación del sistema extracción de líquido del gas

natural considerando el plan de negocios PDVSA 2007-2017 de la Unidad de

Explotación Lagocinco utilizando el paquete de simulación PRO/II.

Evaluar técnica y económicamente las alternativas del proceso de extracción de

líquidos según plan de negocios PDVSA 2007-2017.

Comprobar técnica y económicamente las alternativas de la disposición de los

líquidos del gas natural según plan de negocios PDVSA 2007-2017 utilizando el

paquete de simulación PIPEFHASE y hojas de cálculo.

Establecer la Rentabilidad del Proyecto Global tomando en cuenta el Valor

Presente Neto (VPN), la tasa interna de retorno (TIR) y la Eficiencia de la Inversión

(EI).

11..44.. JJUUSSTTIIFFIICCAACCIIÓÓNN DDEE LLAA IINNVVEESSTTIIGGAACCIIÓÓNN Esta investigación se justifica atendiendo los siguientes aspectos:

Aspecto Metodológico: Esta investigación servirá de guía para estudios que se realicen

a futuro, de las diferentes alternativas de los procesos de extracción de líquidos y el

manejo de los mismos, desde la eficiencia de los equipos hasta su rentabilidad.

Aspecto Teórico: Por medio de la investigación se harán estudios para seleccionar el

mejor proceso de extracción de líquidos del gas natural entre los mecanismos que se

estudiaran se pueden nombrar los siguientes: la refrigeración mecánica, turbo expansores

y el efecto Joule- Thompson, cada uno de estos mecanismos tienen principios físicos y

termodinámicos diferentes, para verificar estos procesos se utilizará el simulador PRO/II.

Adicionalmente la investigación incluye un estudio económico para mejor selección de las

alternativas, para ello se utilizarán los indicadores Valor presente neto (VPN), Tasa

interna de retorno (TIR) y la eficiencia de la inversión (EI).

Aspecto Económico: Se aumentará la producción de líquidos del gas natural (LGN), adicional que se obtendrá

al comercializar un barril de condensado en el mercado, a través de las mejoras en la

Planta de extracción actual “Lamarliquido” y por el Procesamiento del Gas Rico excedente

manejado por la Unidad de Explotación Lagocinco según plan de negocios PDVSA 2007-

2017, a través de un estudio técnico- económico para seleccionar la mejor alternativa, el

estudio determinará cual de los procesos actuales de extracción de líquidos (Refrigeración

Mecánica, Turbo-expansores, Válvula Joule Thompson) deberá seleccionarse.

Con la puesta en marcha de este proyecto se obtendrán beneficios tales como:

mejoramiento en la calidad del gas combustible (operación y arranque) de las Plantas

Compresoras, actualmente el gas de Lagocinco presenta 3.62 GPM, por lo que su uso

como combustible ha generado daños en los combustores y los componentes calientes de

las turbinas del campo, con las consiguientes perdidas económicas por paro de unidad,

gastos de mantenimiento y reparación, además de desaprovechar un volumen de 1.685

barriles diarios de líquidos del gas natural (LGN) que se quemarían en la cámara de

combustión de la turbina de potencia para el 2017. La implantación de un proceso de

extracción de líquidos del gas natural (LGN) daría los beneficios directos por la obtención

de 33.707 barriles de líquidos del gas natural (LGN) y adicionalmente la utilización de gas

procesado como combustible, daría mayor seguridad a la operación de las turbinas del

área y mayor flexibilidad al quemar los sistemas actuales de gas combustible como

respaldo en caso de paro de la Planta de extracción.

También habrá menor posibilidad de formación de hidratos en los sistemas de distribución

de Gas Lift (LAG) traduciéndose en barriles diferidos.

Aspecto Social: La investigación servirá de base para dar inicio a un proyecto de

ampliación en el área de extracción de líquidos del gas natural en la unidad de explotación

de lagocinco, esto generara una mayor comercialización, por otra parte existiría un

repunte en la Industria Petroquímica, debido al aumento en la producción de la materia

prima propanos y butanos impactando o generando crecimiento en los centros poblados.

Esto de alguna manera estaría ayudando en la balanza de pagos, ya que actualmente se

importa parte de la materia prima para la petroquímica, y esto se traduciría en mayor

beneficio para la población.

11..55.. DDEELLIIMMIITTAACCIIÓÓNN DDEE LLAA IINNVVEESSTTIIGGAACCIIÓÓNN

Esta investigación se llevará a cabo en los bloques VI, V-Lamar y V-centro de la

Unidad de Explotación Lagocinco; específicamente en la planta de Extracción

Lamarliquidos, ubicada en el Municipio Lagunillas, estado Zulia, Venezuela.

El estudio se ejecutará en el campo procesos de extracción de líquidos tales como:

Refrigeración Mecánica, Turbo-expansores y Válvula Joule Thompson para el proceso de

extracción de líquidos del gas natural y su disposición tanto para la situación actual como

para el plan de negocios PDVSA 2007-2017, específicamente en la línea de investigación

de extracción de líquidos y transporte de fluidos. El periodo de duración de la misma será

en el lapso comprendido desde el mes de Febrero-2008 hasta Octubre-2008. Fechas

tentativas que pudiesen variar de acuerdo al desarrollo de las fases (actividades).

Figura N ° 1. Ubicación Geográfica.

V

V

I

CABIMATIA

JUANAI

I

IIII

VI

XIII

X

XI

XI

VII

XII

V V

V

URDANET

LAGODEMARACAIBO

LAGUNILLA

BACHAQUER

BARU

PTA PALMAS

MARACAIB

Bloque Centro Bloque

V

Bloque VI

CCAAPPÍÍTTUULLOO IIII

MMAARRCCOO TTEEÓÓRRIICCOO

22..11.. AANNTTEECCEEDDEENNTTEESS

Canaán Geraldine; 2005. “Optimización del proceso de refrigeración mecánica

de la planta de Extracción de GLP Lamarliquido”. Esta investigación tuvo como objetivo aumentar la producción de líquidos del gas natural

de la planta de extracción de líquidos Lamaliquidos por refrigeración mecánica.

Esta investigación nos ayudará a validar la data de diseño de los distintos equipos

instalados en la planta y comparar la data actual para realizar las simulaciones de la

situación actual; así como verificar y tomar en cuenta los resultados y recomendaciones

obtenidos; ya que el método de refrigeración mecánica es una de los procesos de

extracción de líquidos a estudiar.

Jiménez B. Carlos A; 2001. “Evaluación y certificación del comportamiento de

los procesos asociados a una planta de recuperación de LGN con Turbo- Expansión”.

Este trabajo fue desarrollado para definir las etapas de procesos, los criterios de diseño

de los equipos utilizados, las actividades previas a la puesta en marcha, los sistemas de

servicios aunado a una evaluación del comportamiento de los principales procesos

implantados en una planta de extracción de recuperación de LGN con turbo-expansión

para certificar la capacidad y confiabilidad de la misma, así como la calidad de los

productos finales.

Esta investigación nos aportará a tener mayor confiabilidad en los balances de masa y

térmicos de las corrientes de entrada y salida y de los parámetros de operación de los

equipos de proceso de la planta; adicionalmente tomar en cuenta los resultados y

recomendaciones obtenidos; ya que el método de Turbo-expansores es una de los

procesos de extracción de líquidos a estudiar.

Villalobos Vizcaya Carlos Eduardo; 1998. “Optimización a la planta de Extracción de GLP Lamar-Liquido del Complejo Lamargas”.

El presente trabajo especial, realiza una serie de estudios basados en la Ingeniería

Conceptual con ayuda del simulador HYSYS y PIPESIM-NET para redes de fluidos. La

finalidad es aumentar la capacidad de producción de GLP de la planta de procesos

Lamar-Líquido.

Esta Investigación nos ayudará en las simulaciones y estudio del sistema de recolección

de gas natural, para determinar la riqueza promedio del gas natural. Además de evaluar

los requerimientos energéticos de los equipos principales del proceso, a través de la

comparación entre los servicios (dutys) simulados y los servicios (dutys) de diseño. Esta

relacionada con la investigación, ya que se estudiaron opciones para aumentar el flujo de

gas natural y maximizar en cualquiera de los casos los parámetros de proceso (presión,

temperatura) manejados por la planta de procesos Lamar-Líquidos; ya que la capacidad

de producción de GLP esta estrechamente ligada al flujo de gas natural procesado y

a la riqueza que el gas natural posee.

22..22.. GGAASS NNAATTUURRAALL

El gas natural es una mezcla en proporciones variables de hidrocarburos parafínicos,

también denominados alcanos por la orgánica y esta compuesto normalmente por los

siguientes compuestos: metano (CH4), etano (C2H6), propano (C3H8), butanos (C4H10),

pentanos (C5H12), Hexanos (C6H14) y Heptanos y más pesados (C7H16 +). Este último no

es un componente simple sino una denominación para describir todo el remanente de

hidrocarburos más pesados que los heptanos. El gas natural puede contener, además,

dependiendo de su origen y formación, pequeñas cantidades de sulfuro de hidrogeno,

nitrógeno, dióxido de carbono, helio, agua en forma de vapor, etc. (1)

Los componentes parafínicos nombrados anteriormente se presentan bajo

concentraciones variables pero siguiendo normalmente un orden de magnitud

descendiente que sigue muy de cerca la secuencia dada anteriormente, así el metano

constituye del 65% al 90% en volumen de la mezcla, el etano del 3% al 15%, los butanos

de 0.5 al 3% y los restantes compuestos se presentan en concentraciones aún inferiores.

Físicamente estos compuestos se caracterizan por ser inodoros, incoloros e insípidos; los

cinco primeros de la serie nombrada (metano-butano) son gases a temperatura y presión

ambiente, mientras que los pentanos y más pesados, son líquidos más ligeros que el

agua a estas mismas condiciones y se caracterizan por ser solubles en compuestos

orgánicos tales como alcohol, éter, benceno, etc.; pero insolubles en agua. Químicamente

el gas natural se comporta como un compuesto inerte muy estable ya que no reacciona

con los ácidos y bases más fuertes a temperatura y presión ambiente. Para que esto

ocurra se necesitan determinadas condiciones de presión y temperatura y en algunos

casos la presencia de catalizadores. (1)

El gas natural es un excelente combustible que reacciona con el oxigeno del aire para

producir abundante calor, dióxido de carbono y agua: (1)

2CnH2(N+1) + (3n+1)O2 2 (n+1) H2O + 2n CO2+ ∆H(r)

Esta afinidad por el oxigeno en reacciones de combustión es de tal naturaleza que

ciertas mezclas de aire-gas natural, la reacción es tan violenta que resulta de carácter

explosiva. Estructuralmente las moléculas de los componentes orgánicos presentes en el

gas natural están formadas por átomos de carbono e hidrógeno (de allí el nombre de

hidrocarburos) enlazados mediante uniones electrónicas covalentes y formando cadenas

lineales o ramificadas que constituyen lo que en la Química Orgánica se llama una serie

de homologa de término general CnH2(n+1). (1)

El gas natural puede provenir de yacimientos de gas o asociado con yacimientos de

petróleo o de condensado (porciones volátiles del petróleo). En Venezuela la mayor parte

del gas proviene de yacimientos de petróleo. (1)

22..33.. CCLLAASSIIFFIICCAACCIIÓÓNN DDEELL GGAASS NNAATTUURRAALL

El gas natural generalmente se clasifica en función de los componentes presentes

en él y de la proporción en que se encuentran; así pues tenemos: (1)

22..33..11.. SSEEGGÚÚNN EELL CCOONNTTEENNIIDDOO DDEE HHIIDDRROOCCAARRBBUURROOSS RREECCUUPPEERRAABBLLEESS

CCOOMMOO LLÍÍQQUUIIDDOO

a) GGaass RRiiccoo:: Es aquel cuyo contenido de hidrocarburos recuperables en

estado líquido (C3+) es mayor o igual a 0,6 galones por cada mil pies

cúbicos de gas a condiciones estándares (GPM > 0,6) o que su contenido

de propano sea mayor o igual de 1,3 % molar. (1)

b) GGaass PPoobbrree:: Es aquel cuyo contenido de hidrocarburos recuperables en

estado líquido (C3+) es menor de 0,6 galones por cada mil pies cúbicos de

gas a condiciones estándares (GPM < 0,6) o que su contenido de

propano sea menor del 1,3% molar. (1)

22..33..22.. SSEEGGÚÚNN EELL CCOONNTTEENNIIDDOO DDEE ÁÁCCIIDDOOSS

a) GGaass ÁÁcciiddoo:: Es aquel que posee en su composición 2% de CO2 o más y 4

ppm o más de H2S u otro compuesto sulfurado (sulfuro de carbonilo,

mercaptanos y otros). (1)

b) GGaass DDuullccee:: Es aquel que posee en su composición menos del 2% de CO2 y

menos de 4 ppm de H2S u otro compuesto sulfurado (sulfuro de carbonilo,

mercaptanos y otros). (1)

22..33..33.. SSEEGGÚÚNN EELL CCOONNTTEENNIIDDOO DDEE AAGGUUAA

a) Gas Seco: Es aquel gas cuyo contenido de agua es menor o igual a 7

libras de agua por millón de pies cúbico estándar (7 lbm H2O/MMPCE de

gas). (1)

b) Gas Húmedo: Es aquel gas cuyo contenido de agua es mayor que 7 libras

por millón de pies cúbico estándar (7 lbm H2O/MMPCE de gas). (1)

22..44.. LLÍÍQQUUIIDDOOSS DDEELL GGAASS NNAATTUURRAALL ((LLGGNN))

Es una mezcla de hidrocarburos que puede extraerse de una corriente de gas natural

y esta compuesta principalmente por GLP (propano y butanos) y gasolina natural

(pentanos y más pesados). (1)

Los orígenes de la tecnología de licuefacción del LGN aparecen alrededor de 1920

cuando se desarrollaron las primeras técnicas de licuefacción del aire. El primer uso de

LGN fue para recuperar helio del gas natural. El proceso se basaba en la licuefacción de

los hidrocarburos que contenían helio, dejando este último en fase gaseosa; después de

la extracción del helio, el LGN se vaporizaba y se vendía como combustible. (1)

En el pasado, el gas natural se consideraba un subproducto sin valor asociado con la

extracción petróleo crudo, hasta que en 1920 se hizo evidente que era una valiosa fuente

de combustibles como el propano y el butano. (1)

1941 – Primera planta de licuefacción en Cleveland, Ohio.

1959 – Primer envío de GNL por buque.

1960 – Primera planta de licuefacción con carga de base en Argelia.

1964 – Comercio a gran escala entre Argelia y Europa.

1969 – Transporte de GNL de Alaska a Japón. (1)

22..55.. GGAASS LLIICCUUAADDOO DDEELL PPEETTRRÓÓLLEEOO ((GGLLPP))

Los términos Gas Licuado del Petróleo, GAS- GLP y GLP son sinóminos y se

refieren a un gas que tenga una presión de vapor inferior a la del propano comercial (1.43

MPa ó 208 lppcm) y que está compuesto principalmente por uno, o una mezcla de los

siguientes hidrocarburos: propano, propileno, butanos (normalbutano e isobutano) y

butadieno incluyendo los isómeros. El GLP además de ser un excelente combustible, se

utiliza también en la industria petroquímica como fuente de materia prima en la

elaboración de numerosos productos finales o intermedios en el campo de los plásticos,

resinas y demás productos sintéticos. (1)

22..66.. GGAASSOOLLIINNAA NNAATTUURRAALL

La gasolina natural o gasolina silvestre está constituida por el grupo de los pentanos y

más pesados, es un líquidos a presión y temperatura ambiente con fuerte tendencia a

evaporarse a estas condiciones. La gasolina natural es también un producto combustible

el cual se utiliza como fuente de materia prima en la industria petroquímica aunque en

nuestro medio se utiliza con preferencia como medio solvente y como tal resulta el

elemento de mezcla ideal para incrementar la gravedad API de crudos medianos y

pesados. (1)

22..77.. PPRROOCCEESSAAMMIIEENNTTOO DDEELL GGAASS NNAATTUURRAALL

El procesamiento del gas natural se refiere a la aplicación de una tecnología

específica a través de la cual se remueven hidrocarburos desde una corriente de gas

natural y luego se venden como una mezcla en estado líquido o se envía a una planta de

fraccionamiento en donde se separan en componentes individuales y posteriormente se

comercializan para uso industrial.

Los líquidos del gas natural se obtienen a través de dos procesos básicos: la

licuefacción y la separación selectiva. En estos procesos se emplean las operaciones

básicas de refrigeración, absorción y destilación fraccionada además de las operaciones

complementarias de transferencia de calor; compresión y bombeo de fluidos. Los métodos

más utilizados para extraer los LGN presentes en el gas natural, son: el ciclo de absorción

y la condensación, a través de los procesos de enfriamiento por expansión o el ciclo de

refrigeración mecánica.

Refrigerar una corriente de gas natural consiste fundamentalmente en reducir su

temperatura, de forma que condensen como líquidos, en mayor o menor porcentaje de

acuerdo al nivel de temperatura alcanzado, los diversos componentes que constituyen la

mezcla. Los procesos de enfriamiento por expansión pueden llevarse a cabo mediante

una reducción súbita de la presión en la corriente de gas al expandirse ésta a través de

una válvula (efecto Joule Thomson o expansión isentálpica. (Ver figura N° 2), o través de

un turbo expansor (expansión isentrópica. (Ver figura N° 3). Una forma adicional de enfriar

una corriente gaseosa a presión constante mediante el uso de un ciclo de refrigeración

mecánica. (Ver figura N° 4).

22..77..11.. EEXXPPAANNSSIIÓÓNN IISSEENNTTÁÁLLPPIICCAA ((EEFFEECCTTOO JJOOUULLEE TTHHOOMMSSOONN))

La corriente de gas presenta el mismo valor de entalpía específica antes y

después de la expansión. Al reducirse la presión, la corriente de gas experimenta

simultáneamente una reducción en temperatura, por lo que una fracción de sus

componentes, condensa como líquido.

FFiigguurraa NN°° 22.. PPrroocceessoo TTííppiiccoo JJoouullee TThhoommssoonn ((JJTT))..

22..77..22.. EEXXPPAANNSSIIÓÓNN IISSEENNTTRRÓÓPPIICCAA ((TTUURRBBOO--EEXXPPAANNSSIIÓÓNN))

La expansión isentrópica consiste en reducir la presión de la corriente de gas,

haciendo que ésta fluya a través de un turbo-expansor o un expansor reciprocante, con lo

que además de reducir la temperatura de la corriente de gas, se realiza un trabajo útil el

cual se encuentra disponible en el eje de salida del expansor. Este trabajo puede ser

utilizado para accionar una bomba, un generador, un compresor, o cualquier otro

elemento que pueda ser acoplado al eje.

Este tipo de expansión recibe el nombre de isentrópica debido a que le fluido

conserva el valor de su entropía especifica durante la reducción de presión. Si en un

diagrama H-S se representa una expansión isentálpica y una isentrópica se observa que

para valores iguales de caída de presión se obtendrán temperaturas inferiores para el

caso isentrópico, lo que significa que habrá una mayor recuperación de líquidos con una

expansión isentrópica que con una isentálpica. Sin embargo, se debe notar que la

inversión inicial requerida parta los equipos, es mayor para el caso de una expansión

isentrópica, por lo que la decisión final de selección es de carácter económico.

FFiigguurraa NN°° 33.. PPrroocceessoo TTííppiiccoo ddee TTuurrbboo--EExxppaannssiióónn ((TTEE))..

22..77..33.. RREEFFRRIIGGEERRAACCIIÓÓNN MMEECCÁÁNNIICCAA

La refrigeración mecánica es de naturaleza cíclica, en ella un fluido refrigerante

retira calor del sistema que se enfría, para disiparlo en el medio ambiente o en otro

sistema que actúa como sumidero de calor. Una vez disipado el calor retirado por el fluido

refrigerante este retorna al sistema refrigerado para reiniciar el ciclo.

Siendo el fluido refrigerante el medio de transporte del calor a remover para

mantener la operación de enfriamiento, su naturaleza y características al igual que su

disponibilidad son factores de suma importancia en su escogencia. En la práctica el

propano, el etileno, el metano y los freones, son utilizados comúnmente en las plantas de

refrigeración mecánica.

FFiigguurraa NN°° 44.. PPrroocceessoo TTííppiiccoo ddee RReeffrriiggeerraacciióónn ((RREE))..

22..88.. PPRROOCCEESSOO DDEE LLIICCUUEEFFAACCCCIIÓÓNN

Cuando se extrae el gas natural de los yacimientos subterráneos, a menudo contiene

otros materiales y componentes que deben ser eliminados antes de que pueda ser licuado

para su uso: Azufre, dióxido de carbono y mercurio, que son corrosivos para el equipo;

agua, que al enfriar el gas se congelaría formando hielo o bien hidratos de metano y

provocaría bloqueos en el equipo si no se eliminara; hidrocarburos pesados,

especialmente benzeno y dióxido de carbono, que pueden congelarse al igual que el agua

y producir bloqueos del equipo y problemas en la combustión del gas.

El Líquido de Gas Natural (LGN) producido debe de ser usado en procesos de

combustión y por lo tanto hay que extraer algunos hidrocarburos para controlar su poder

calorífico y el número de Wobbe. Dependiendo del mercado final, la remoción de etano,

propano y otros hidrocarburos debe estar controlada mediante una unidad de remoción de

líquidos que puede estar integrada en el proceso de licuefacción.

22..99.. PPRROOCCEESSOO DDEE EENNFFRRIIAAMMIIEENNTTOO

Para convertir el gas natural en líquido, se enfría el gas tratado hasta

aproximadamente -161 °C, que es la temperatura a la cual el metano su componente

principal se convierte a forma líquida. El proceso de licuefacción es similar al de

refrigeración común: se reduce la presión de los gases refrigerantes produciendo líquidos

fríos, tales como propano, etano / etileno, metano, nitrógeno o mezclas de ellos, que

luego se evaporan a medida que intercambian calor con la corriente de gas natural. De

este modo, el gas natural se enfría hasta el punto en que se convierte en líquido. Una vez

que el gas ha sido licuado se somete a un proceso de Joule Thomson o expansión con

extracción de trabajo para poderlo almacenar a presión atmosférica. El LGN producido se

almacena en tanques especiales para ser luego transferido a buques tanques especiales

de transporte.

El diseño de estas plantas está gobernado por normas estrictas, en la industria de

LGN hay cuatro diseñadores de plantas que se usan industrialmente: proceso con

intercambiados de tubos en espiral de Air Products (APCI y APX), la cascada optimizada

de Phillips, el triple ciclo refrigerante de Linde y el proceso de caja fría con mezcla

refrigerante de Black and Veatch (PRICO).

Todos estos procesos son usados en la industria y competencias de diseño son

realizadas para seleccionar el proceso que va a generar el proyecto más rentable a lo

largo de toda su vida útil.

22..1100.. AALLMMAACCEENNAAMMIIEENNTTOO DDEELL LLGGNN

El Líquido de Gas Natural (LGN) se almacena a -161 °C y a presión atmosférica en

tanques criogénicos especiales para baja temperatura. El típico tanque de Líquido de gas

natural (LGN) tiene doble pared: una pared externa de hormigón armado, recubierto con

acero al carbono, y una pared interna de acero niquelado al 9%. La seguridad y la

resistencia son las consideraciones de diseño primarias al construir estos tanques, los

cuales se diseñan para soportar terremotos y fuertes vientos.

22..1111.. TTRRAANNSSPPOORRTTEE DDEELL LLGGNN

El LGN se transporta a presión atmosférica en buques especialmente construidos

con casco doble. El sistema de contención de carga se diseña y construye utilizando

materiales especiales para el aislamiento y tanque, para asegurar el transporte seguro de

esta carga criogénica.

El LGN en los tanques de carga del buque se mantiene a su temperatura de

saturación (-161 °C) a lo largo de toda la navegación, pero se permite que una pequeña

cantidad de vapor se disipe por ebullición, en un proceso que se denomina

"autorrefrigeración". El gas evaporado se utiliza para impulsar los motores del buque.

Aproximadamente 40% de los buques de LGN actualmente en servicio cuentan con

sistemas de contención de carga del tipo de membrana, de modo que tienen un aspecto

muy similar al de otros cargueros. El resto de los buques tienen un sistema de contención

de carga más particular, que incluye cuatro o más tanques esféricos grandes. Ambos

tipos de sistema de contención poseen antecedentes de operación extremadamente

seguros y confiables.

FFiigguurraa NN°° 55.. SSiisstteemmaa ddee ddiissppoossiicciióónn ddee llííqquuiiddooss ddee llaass ppllaannttaass ddee eexxttrraacccciióónn

LLaammaarrllííqquuiiddoo yy LLaammaapprroocceessoo hhaacciiaa llaa PPllaannttaa ddee FFrraacccciioonnaammiieennttoo BBaajjoo GGrraannddee..

22..1122.. UUSSOOSS DDEELL LLGGNN

Los LGN pueden ser utilizados como fuente de energía/combustible para ser

utilizados en las cocinas de los hogares, en procesos comerciales/industriales o en los

vehículos automotores, como aditivos para ciertos procesos industriales (Ej: Mezclado con

el crudo) o como materia prima para la obtención de otros hidrocarburos. En Venezuela,

los LGN son comercializados tanto en el mercado nacional como en el internacional.

a) Como fuente de Energía/Combustible En este caso, lo que se comercializa es el conocido GLP (Gas Licuado de Petróleo) el

cual es Propano puro o una mezcla de Propano-Butanos. Es importante destacar que

cuando el uso de los LGN es como fuente de energía/combustible, PDVSA Gas actúa

como proveedor del GLP (Propano o la mezcla Propano-Butanos) a nivel de fuente de

suministro a empresas mayoristas de capital privado, las cuales son las encargadas de

comercializar el producto dentro del mercado interno.

Esta comercialización, regulada por el Ministerio del Poder Energía y Petróleo comprende

tres sectores: doméstico, comercial e industrial y automotor.

b) Como aditivo o matéria prima Cuando los productos de los LGN son utilizados como aditivo en procesos industriales o

como materia prima para la industria petroquímica, entra en la categoría de "LGN para

corrientes de industrialización". Dentro de este rubro se pueden comercializar todos los

productos que conforman los LGN, tales como Etano, Propano, Butanos, Gasolina

Natural, Pentano y residual. El precio al cual PDVSA Gas vende los productos de los LGN

requeridos por las empresas industrializadas, está sujeto a regulaciones establecidas por

el Ministerio del Poder Popular de Energía y Petróleo.

22..1133.. IINNHHIIBBIICCIIÓÓNN DDEE HHIIDDRRAATTOOSS CCOONN GGLLIICCOOLLEESS

La formación de hidratos es uno de los problemas operacionales más comunes

encontrados en el transporte del gas natural. Los hidratos del gas natural tienen una

estructura cristalina similar en apariencia a los cristales del agua, pero pueden formarse a

temperaturas superiores a la temperatura de congelación del agua 0 °C (32 °F). Los

hidratos del gas natural están compuestos principalmente de hidrocarburos y agua, sin

embargo algunos gases como sulfuro de hidrógeno, amoníaco, dióxido de carbono,

acetileno y bromo gaseoso también pueden formar hidratos.

La formación de hidratos en equipos de procesamiento de gas natural implica

aumento de la fricción en las líneas de transferencia o su taponamiento, congelamiento de

válvulas, reducción de la capacidad de transferencia de intercambiadores de calor y una

serie de problemas operacionales, tales como pérdidas de señales de control,

presurización de equipos y tuberías, incremento o descenso anormal en los niveles de

tanques y recipientes y hasta pérdidas de producción.

Las condiciones ideales para formación de hidratos son: altas presiones, presencia

de agua libre y bajas temperaturas. Una manera de evitar la formación de hidratos es

calentar el gas, pero esto resulta poco práctico y antieconómico debido a los grandes

volúmenes manejados y a las condiciones requeridas en los procesos.

Una manera sencilla de prevenir la formación de hidratos en un sistema estático es

la remoción del agua libre, o la inyección de un inhibidor selectivo que disuelva la fase

acuosa para alterar el tamaño de los cristales de agua.

22..1144.. SSEELLEECCCCIIÓÓNN DDEELL IINNHHIIBBIIDDOORR

La inhibición de hidratos no es nueva; Hammerschmidt en 1934(1) reportó que el

efecto de los alcoholes y el amoníaco sobre el punto de formación de hidratos del gas

natural. Aunque el alcohol y el amoníaco se han usado extensamente en la inhibición de

hidratos, tienen serias desventajas. El uso de alcoholes tales como el metanol resulta

costoso debido a que no pueden recuperarse; en el caso del amoníaco se puede formar

carbonato de amonio sólido al reaccionar con el dióxido de carbono presente en el gas

natural. En contraste, los glicoles que también son buenos inhibidores; no tienen ninguna

desventaja como los casos anteriores, por lo que uso ha crecido rápidamente. (1)

De lo anterior se desprende la conveniencia del uso de glicoles para la inhibición

en la formación de hidratos. La selección del tipo de glicol depende en gran medida de la

composición de la corriente de hidrocarburos. Si el glicol se va a inyectar dentro de una

línea de transmisión donde solamente se transporta gas natural, el etilenglicol es la mejor

selección, ya que produce la mayor disminución del punto de la formación de hidratos. (1)

Si el glicol se va a inyectar en el cabezal de un intercambiador de calor de baja

temperatura (unidad LTX) donde la solución glicol-agua resultante estará asociada con el

hidrocarburo líquido en el separador, el etilenglicol una vez más es la mejor elección ya

que presenta baja solubilidad en hidrocarburos de alto peso molecular. (1)

Por otra parte, si las perdidas por evaporación son elevadas, el dietilen o

trietilenglicol tiene la menor presión de vapor y por ende presentará las menores pérdidas

por vaporización, sin embargo, tiene un alto peso molecular, por lo que es ligeramente

más ineficiente que el etilenglicol o dietilenglicol en su capacidad para prevenir la

formación de hidratos. (1)

Aunque el etilenglicol es generalmente la mejor elección para la inhibición de

hidratos; no es conveniente usarlo en equipos de deshidratación por su elevada presión

de vapor; en estos casos se prefieren el dietilenglicol o trietilenglicol. Por lo tanto cuando

se usa la deshidratación con glicol en conjunto con la inyección de glicol para la inhibición

de hidratos, tal como se requiere en el caso en estudio, es generalmente ventajoso usar

un único glicol peso molecular para ambas operaciones, que traerá como ventaja el uso

de un solo proceso de regeneración de glicol, menos problemas operacionales y se

necesitará un solo tanque de almacenamiento de glicol. (1)

22..1144..11.. UUSSOO DDEE LLAA EECCUUAACCIIÓÓNN DDEE HHAAMMMMEERRSSCCHHMMIIDDTT Sin considerar el tipo de glicol se emplea como inhibidor, la concentración final de

glicol requerida puede determinarse de la ecuación de Hammerschmidt, como se indica

en la siguiente ecuación: (1)

MWMKWd−

=100

(1)

Donde:

d = Diferencia de temperatura entre el punto de formación de hidratos y la temperatura

mínima de operación en ° F.

M = Peso molecular del glicol

W = Concentración final del glicol en porcentaje en peso

K = Constante específica para cada inhibidor, para glicoles k= 4000 (2)

Luego de obtenerse la concentración final del glicol, la cantidad requerida se determina

mediante un balance de masa de glicol y agua en el sistema.

22..1155.. DDEESSCCRRIIPPCCIIOONN DDEE LLAA RREEDD DDEE GGAASS

22..1155..11.. SSIISSTTEEMMAA DDEE RREECCOOLLEECCCCIIOONN DDEE GGAASS

Este sistema es el encargado de transferir el gas desde las estaciones de flujo hacia

los múltiples de transferencia de gas de baja presión y de allí a las plantas compresoras.

En el caso de la unidad de explotación Lagocinco ubicado en los bloques VI, V-

Lamar y V centro, el sistema esta conformada por Estaciones de Flujo, Planta de

compresión de Gas (Complejo Lamargas), la cual tiene seis compresores los cuales son:

T-101, T-201, 5GAS-2, 5GAS-3, 5GAS-4, 5GAS-5 con una capacidad nominal de baja de

525 MMPCED, adicionalmente presenta un sistema de compresión de baja con una

capacidad nominal de 240 MMPCED, conformado por la Planta de compresión PC-7 y un

tren de cinco (05) reforzadoras ( Boosters). Adicionalmente maneja gas en baja de

Bloque VIII. El sistema de Recolección de Gas del Area Lago V, en la actualidad la unidad

maneja aproximadamente 219 MMPCED, además tienen una planta de extracción de

líquido (Lamarlíquido), el cual extrae los líquidos asociados al gas del área, el cual opera

bajo el principio de Refrigeración mecánica, presentando una capacidad de

procesamiento de Gas Natural de 160 MMPCED y una producción promedio de 3400

barriles de líquido de gas natural (LGN) el cual se transportan hacia la Planta de

Fraccionamiento Bajo Grande en donde es fraccionado para obtener diversos productos.

22..1155..22.. SSIISSTTEEMMAA DDEE DDIISSTTRRIIBBUUCCIIÓÓNN DDEE AALLTTAA PPRREESSIIÓÓNN

Por medio de este sistema el gas es transportado desde las plantas de compresión

a una presión que oscila entre 1800 y 2150 psig hasta diferentes puntos de consumo

(Múltiples de Gas de levantamiento, y otros usos).

22..1155..33.. SSIISSTTEEMMAA DDEE TTRRAANNSSFFEERREENNCCIIAA EENNTTRREE ÁÁRREEAASS

Este sistema, como su nombre lo indica, permite la transferencia de gas entre las

distintas zonas, de manera que permita flexibilizar la operación de los diferentes servicios

en caso de fallas de instalaciones en una u otra área; permitiendo el apoyo al área

afectada en caso de contingencias, tales como, paro de una planta ó modulo compresor,

ó ruptura de alguna línea que no posea vía alterna, por medio de rutas de suministro

alterno, que en un momento dado puedan aportar el gas excedente en sus operaciones

de transferencia. En baja puede transferirse gas por medio de la línea que va desde el múltiple

LAMAR hacia MG-7-9, hacia MGCL-3 de Centro Lago y también por una línea de 10” a

Lagotreco a la estación de flujo 21-5. Igualmente tiene transferencias en alta presión con

Lagomedio y Lagotreco.

Propiedades del Sistema de Transferencia El gas de descarga de las plantas compresoras tienen los siguientes usos en

orden de prioridad:

• Gas para Levantamiento Artificial: El sistema de Levantamiento Artificial es de

gran importancia, debido a que este sistema se obtiene más del 80% de la

producción de los pozos que operan en el lago de Maracaibo. El gas utilizado

con esta finalidad, representa un 80% del total procesado, para el año 2008 se

tiene un estimado promedio de 261 MMPCED por esfuerzo propio. El gas con

fines de levantamiento es distribuido a los pozos directamente de la descarga

de las plantas compresoras, por medio de los múltiples de levantamiento.

• Gas de transferencias para otras áreas: Se transfiere gas en alta presión a las

áreas de Lagotreco y Lagomedio, cuando estos requieren por alguna

eventualidad presentada en los campos. El gas es utilizado principalmente

para consumo de gas lift.

• Gas para la Inyección: Este gas se usa para inyectarlo en algunos

yacimientos, a fin de mantener la presión en los mismos y conservar el gas

para usos futuros.

Líneas de distribución, raitings del sistema. El sistema de distribución de gas está integrado por líneas de diámetros diversos;

pero en su mayoría se trata de líneas de 12” y 10” (y algunas de 16”) para la transferencia

y líneas de 6 y 8” para el levantamiento y la inyección. Estas líneas responden al código

ANSI-B31.8 para su diseño y construcción. El sistema de distribución de gas está compuesto por instalaciones cuyos raitings

son diferentes de acuerdo a la presión y temperatura de operación existente. EL área la

Lagocinco posee líneas de raitings de 1500 a 2500 psig en sus líneas de levantamiento y

para sus líneas de transferencias 600 Psig. El área de Centro Lago posee líneas de

raitings 900 y 1500 psig.

22..1155..44.. PPRROOCCEESSOO DDEE EEXXTTRRAACCCCIIÓÓNN DDEE LLÍÍQQUUIIDDOO EENN PPLLAANNTTAA

LLAAMMAARRLLÍÍQQUUIIDDOO

22..1155..44..11.. DDEESSCCRRIIPPCCIIÓÓNN DDEELL FFLLUUJJOO DDEELL PPRROOCCEESSOO DDEE LLAA

PPLLAANNTTAA

•• SSiisstteemmaa ddee GGlliiccooll:: El proceso descriptivo para el sistema de glicol es presentado en un formato

ligeramente diferente al de la sección de separación de gas/gasolina. Esto es

necesario debido a la distribución de los equipos que se utilizan para la

reconcentración de glicol. (3)

El grado de concentración del glicol inyectado depende de la presencia de agua,

en forma líquida o de vapor, presente en la corriente de gas. Debido a las

propiedades fuera de lo común del glicol, el flujo diluido debe ser reconcentrado

para mantener su pureza en los valores necesarios. (3)

• Inyección de glicol: Dependiendo de su composición, el gas de entrada tiene un punto de

condensación entre 80°F y 90°F. Por debajo de este rango, el agua y los

hidrocarburos líquidos forman hidratos y tapan los tubos de los intercambiadores.

Para prevenir tales formaciones, se inyecta una solución de glicol etilénico al 70%

en cuatro puntos del tren de intercambiadores de calor/enfriadores. (3)

El múltiple de inyección, el cual es el mismo para todos los intercambiadores,

consiste de seis (6) boquillas rociadoras ubicadas a la entrada del recipiente y

cada línea está equipada con una válvula manual. Es extremadamente importante

que el operador mantenga un flujo equilibrado hacia las boquillas, por cuanto una

distribución desigual causaría que algunos tubos tengan menos glicol y por lo

tanto, sean una fuente potencial de problemas. (3)

• Separación de Glicol: Después de enfriarse completamente el gas de entrada, a –35 °F en el Enfriador

de Gas N° 2 (41-5), la mezcla de gasolina condensada y glicol/agua se separan en

el separador de Líquido/Liquido (95-10). El glicol se asienta en la parte inferior del

separador, luego de estar almacenado durante una hora aproximadamente. El

glicol desciende por el Intercambiador de Calor Glicol/Glicol (41-7) o la “bota”,

ubicada en la parte inferior del separador y es calentado a 15° F por medio de

intercambio de calor con glicol pobre caliente. La separación de la gasolina y el

glicol es más completa como resultado de este calentamiento. El flujo de la “bota”

es aproximadamente de 40 GPM. (3)

• Reconcentración de Glicol: El glicol rico de la “bota” (41-7) fluye hacia el serpentín de condensación (41-9)

ubicado en la parte superior de Reconcentrador de Glicol (95-11), donde es

calentado a 65 °F. Este intercambio de calor condensa parte de los vapores de la

parte superior de la columna del Reconcentrador; el líquido condensado desciende

por la columna como reflujo hasta una sección empaquetada de 8”, la cual está

ubicada justo debajo del serpentín de condensación. Esto ayuda a arrastrar los

vapores de glicol de vuelta a la sección del rehervidor (41-8) y de esta forma

reducir la pérdida de glicol. Los vapores de agua salen por la parte superior de la

columna, son condensados en una sección atmosférica compuesta de tubos finos

(41-14) y fluyen a través del drenaje cerrado hasta el depurador de venteo (95-

24). (3)

El glicol rico sale del serpentín de condensación (41-9) y fluye hacia un dispositivo,

que está ubicado en la parte inferior del Reconcentrador. Este dispositivo tubular

es denominado el Serpentín Intercambiador de Calor Glicol/Glicol (41-10) y está

sumergido en un baño de glicol pobre caliente. Esta unidad está diseñada para

calentar el glicol hasta una temperatura de 160° F. En esta etapa, el glicol rico

todavía puede contener pequeñas cantidades de gasolina en solución, lo cual no

es deseable para la sección del rehervidor debido a que su presencia puede

causar espuma y funcionamiento errático en el Reconcentrador. (3)

El glicol rico sale del Reconcentrador, pasa a través de unos filtros (35-1 A y 35-1

B), para eliminar cualquier partícula sólida o sedimento recogido del gas de

entrada y fluye hacia el Separador de Gasolina/Glicol (95-13), entrando por la

parte superior del separador. Este separador tiene en su parte superior 16” de

diámetro y 20´ de altura y funciona con una presión igual a la atmosférica y a una

temperatura de 160 ° F. Esta sección cumple dos (2) funciones: (3)

a) Cualquier vapor de agua o gasolina que fluye por parte superior, es

condensado en una sección tubular atmosférica en forma de aleta (41-15); el

líquido condensado fluye hacia el drenaje cerrado para su eliminación. (3)

b) Un tubo descendiente de 12” que extiende hasta la sección inferior del

separador, mantiene suficiente nivel de líquido para hacer que el glicol fluya

por gravedad de vuelta al Reconcentrador. Esta sección no tiene controles y el

nivel en el tubo descendiente varía de acuerdo al nivel y presión de la sección

inferior. (3)

La sección inferior tiene un diámetro de 5´ y una altura de 10´. Esta sección

funciona como la última etapa de separación para las pequeñas cantidades de

gasolina del glicol. La gasolina flota sobre glicol y a medida que aumenta el nivel,

un controlador de nivel (LIC-505) acciona una válvula automática de drenaje (LV-

505) para eliminar la gasolina a través de un drenaje cerrado. La válvula se cierra

cuando el mecanismo de flotación del controlador detecta el glicol. Una línea de

compensación de 1” conecta la sección inferior con la superior permitiendo que la

sección inferior pueda “respirar” con los cambios de nivel. (3)

La solución de glicol fluye por gravedad de vuelta a la sección del rehervidor (41-

8), que esta ubicado en la parte superior de la base del Reconcentrador (95-11).

Esta sección contiene el elemento rehervidor y la tubería de la chimenea de

rebose, la cual mantiene un nivel de glicol justo por encima del empaque de

rehervidor. El elemento del rehervidor provee el calor suficiente para eliminar por

ebullición el exceso de agua y en esta forma reconstruir la concentración del glicol

a un 70 % de pureza. Por los tubos del mismo fluye aceite caliente, entrando 475°

F y saliendo a 350° F. El flujo del aceite es controlado cuidadosamente (TIC-722)

para mantener la temperatura del Rehervidor entre 240° F y 250°F. Este es el

rango del punto de ebullición para el glicol etilénico y éste el único control para la

reconcentración del glicol pobre. (3)

El glicol rebosa a través de las tuberías de la chimenea hacia la para inferior del

recipiente, donde hace contacto con el Serpentín Intercambiador Glicol/Glicol. Este

intercambio de calor enfría el glicol pobre a una temperatura de 150° F, antes de

que fluya hacia la succión de las bombas de glicol (67-9/67-10). (3)

Las bombas de glicol son de tipo reciprocantes (de pistón) y elevan el glicol pobre

a la presión requerida de inyección a través de las boquillas de alta presión.

Normalmente, una de las bombas está en funcionamiento y descarga 37 GPM a

650 PSIG y 150° F, hacia la sección tubular del Intercambiador de calor en la

“bota” (41-7) del Separador de Líquido/Liquido (95-10). En esta parte la corriente

es enfriada a hasta 100°F, es filtrada en los Filtros de Glicol Pobre (35-2 A 35-2B)

y luego continua a los puntos de inyección para completar el ciclo. (3)

• Tanque de Reserva de Glicol (95-12): Existe un tanque, horizontal, de almacenamiento de Glicol, de 5’ de diámetro y 15’

de largo, destinado a suplir las perdidas de glicol del sistema con glicol fresco.

Estas pérdidas de glicol se traducirían en un bajo nivel en el Separador de

Líquido/Líquido y en la sección del rehervidor del Reconcentrador. (3)

El glicol fresco entra al sistema a través de la succión de las bombas de glicol

alimentación de glicol (67-9/67-10). (3)

• Sistema de Refrigeración de Propano: El Sistema de Refrigeración de Propano está diseñado para reducir la temperatura

del gas de entrada a –35°F y suministrar la refrigeración necesaria para condensar

el reflujo de la Columna Desetanizadora. (3)

Los componentes de este sistema son: El compresor de Propano (16-1), la Turbina

(T-301 ó 84-1), los condensadores (23-2 A, 23-2B,23-2C,23-2D,23-2E y 23-2F), el

Tanque Acumulador (95-7), el Tanques de Expansión de alta presión (95-4), los

enfriadores (41-4 y 41-5), los depuradores de succión (95-2) y de 1 era. Carga

lateral (95-3) del compresor, el purificador de Propano (41-17), la columna

Reponedora (95-25) y el Rehervidor de Propano (41-12). (3)

El Propano es comprimido hasta presión aproximada de 205 Psig por un

compresor centrífugo multi-etapas (16-1) accionado por turbina (84-1 ó T-301),

pasando luego por seis (6) unidades paralelas de serpentines atmosféricos

enfriados por agua (23-2 A al F) que lo condensan, fluyendo hasta el tanque de

acumulación (95-7); este tanque funciona a 105 °F y 200 psig. (3)

Desde el tanque acumulador, ráfagas de propano líquido son rociadas hacia el

tanque de expansión de alta (95-4) a una presión de 80 psig y con una

temperatura de 53 °F y los vapores de este recipiente son dirigidos hacia el

purificador de propano (41-17). Los vapores del tanque de expansión de alta

regresan a la succión alta del compresor, mientras que los líquidos de esta etapa

pasan por la carcaza del enfriador de gas N° 1 (41-4) y del Condensador de

Reflujo del Desetanizador (41-6), los cuales funcionan a una temperatura de –3° F

y a una presión de 20 psig; otra parte d los líquidos son enviados al purificador. (3)

Los vapores generados por reducción de presión y aquellos que resultan de la

evaporación en las dos unidades anteriores, regresan a la succión de 1 era. carga

lateral del compresor luego de pasar por el depurador (95-3). Un exceso de

propano líquido es evaporado instantáneamente en la carcaza del Condensador

de Reflujo y dirigido de la carcaza de las carcaza de las hacia la carcaza del

enfriador de gas N° 2 (41-5). Este exceso de propano líquido y el proveniente de

los depuradores de succión y de la 1 era. carga lateral es el requerido para el

régimen de trabajo de este último enfriador. Los vapores de este enfriador

regresan a la succión del compresor, luego de pasar por el depurador (95-2),

completando el circuito de propano. (3)

• Sistema de Aceite caliente: El sistema de aceite caliente está diseñado para el suministrar calor al Rehervidor

del Desetanizador (41-11); Rehervidor del reconocimiento de glicol (41-8) y a la

columna Reponedora de Propano (95-25) del Rehervidor de Propano (41-12). (3)

El aceite es bombeado desde un tanque acumulador, a través del calentador;

donde la temperatura es elevada a 475°F y posteriormente a las unidades. Luego

de cumplir el circuito, el aceite regresa al tanque acumulador con una temperatura

aproximada de 350 ° F. El calor requerido por el calentador es suministrado por los

gases de la chimenea por la turbina. (3)

• Sistema Auxiliares: a) Sistema de Gas combustible:

Una vez establecida la operación normal de la planta, el combustible para la

turbina de gas, generadores y motores de las bombas de producto, será tomado

del residuo de la planta. Se estima un requerimiento de 2.2 MMPCED de gas

combustible (95-20) antes de utilizarse en el proceso; este depurador es el

recipiente vertical de 3´ de diámetro y 10’ de altura. (3)

b) Sistema Abierto de Agua de enfriamiento: El agua requerida en la planta para el enfriador de producto (23-1), condensadores

de propano (23-2 A al F) y el enfriador de agua de enfriamiento (23-3), es tomada

del lago a través de tres bombas eléctricas (67-25/67-26/67-27) de 75 HP capaces

de manejar 2500 GPM, cada una. (3)

En operación normal, dos bombas estarán en funcionamiento, mientras que la

tercera estará como respaldo. (3)

c) Sistema Cerrado de Agua de Enfriamiento: El agua requerida para el enfriamiento del condensador de reflujo de la

Reponedora de propano, bombas de aceite caliente, enfriadores de aceite

lubricante de la turbina de gas y la turbina 84-1, es suministrada por el sistema

cerrado de agua de enfriamiento a través de las bombas 67-11 y 67-12. (3)

Cada una de las bombas está diseñada para bombear 500 GPM y funcionan con

motores de 20 HP. Las mismas se encenderán y apagarán automáticamente

dependiendo de la presión de descarga de las bombas. (3)

El agua del sistema es almacenada en el tanque de agua de enfriamiento (95-22)

y , en caso de así requerirlo, su nivel es completado con agua de complemento

proveniente de la reserva de agua de Lamargas. (3)

d) Sistema Eléctrico:

Sistema de Alimentación 24 Vdc.

Este sistema tiene como función suministrar alimentación eléctrica de 24 Vdc

a los siguientes equipos:

Controladores, Tarjetas de Entrada /Salida y Paneles de Terminación del

DCS (PROVOX). (3)

Controladores, Tarjetas de Entrada/Salida y Paneles de Terminación del TMR

(TRICONEX). (3)

Controlador y Tarjetas de Entrada/Salida del sistema FS-90.

Instrumentación de Campo. (3)

El Sistema está conformado por dos rectificadores /cargadores de 24 Vdc/150

Amp, los cuales son alimentados desde dos (2) interruptores independientes

que están ubicados en el panel de principal de distribución Eléctrica AC,

trabajando en carga compartida con (2) bancos de baterías de 24 Vdc, XXX

A/H, ubicados en la sala de equipos de Lamarlíquido. (3)

El banco de Baterías alimenta un tablero de distribución que alimenta cada

una de las cargas especificadas. (3)

Sistema de Alimentación 110 Vac.

Este sistema suministra 110 Vac a los siguientes equipos:

Electrónica de las Consolas de Operación PROVOX.

El sistema está conformado por una (1) Unidad de Potencia interrumpible

(UPS) y en un Banco de Baterías de 208 Vdc.

El UPS está ubicado en la sala de control Provox (Mirador) y el Banco de

Baterías esta ubicado en el nivel inferior del Mirador. (3)

Sistema Alimentación 480 Vac (Fuerza).

Generación Lamargas Generación (interruptor de reposición), Características

Transformadores, barras, Tableros MCC (cuantos), Equipos por MCC,

Interconexión barras (distribución eléctrica) (Fuerza). (3)

Sistema de Aire de Planta e Instrumentos.

Los sistemas de Aire de Planta e Instrumentación de Lamargas y

Lamarlíquido, son sistemas independientes que pueden ser interconectados

para funcionar el uno como respaldo del otro. (3)

Cada una de las Plantas posee un grupo de Compresores, un pulmón y una

Unidad Secadora de Aire. Adicionalmente, existe un pulmón de Aire común a

ambas Plantas ubicado debajo del puente que une Lamargas con

Lamarlíquido. (3)

En Lamarlíquido, originalmente, se disponía de dos (2) compresores (16-2 y

16-3) de los cuales, el 16-2 ha sido sacado fuera de servicio y el 16-3 funciona

únicamente como respaldo de un nuevo compresor (16-4), cuya capacidad es

suficiente para suplir las necesidades de aire de la planta. El compresor 16-4

arrancará y parará en forma automática, dependiendo de la presión en el

cabezal de aire de planta e instrumentos y el compresor 16-3 sólo encenderá

cuando, por causa de falla del compresor 16-4, la presión del cabezal de aire

baja nivel determinado. El aire de los compresores es enfriado a 120° F y

almacenado en un tanque, receptor de aire (95-21) de 6’ de diámetro y 10’ de

alto. Antes de ser utilizado, el aire de instrumentos es tratado en una unidad

secadora de aire (25-1).

Por otra parte, en Lamargas se disponía originalmente de tres (3)

compresores (K-1, K-2 y K-3), de los cuales los compresores K-1 y K-2 fueron

sustituidos por dos (2) compresores nuevos de mayor capacidad y el

compresor K-3 quedó como respaldo de éstos. El primer compresor, K-1 ó K-

2, dependiendo la selección del operador, arrancará y parará

automáticamente de acuerdo a las necesidades de la planta y la presión en el

cabezal de aire de planta e instrumento mientras que el segundo compresor

(K-1 ó K-2) arrancará automáticamente sólo si la presión del cabezal de un

nivel preestablecido, actuando como respaldo del primer compresor. El

compresor K-3, sólo arrancará en caso que la presión del cabezal continúe

bajando debido a falla en los dos compresores anteriores. (3)

Actualmente, las dos plantas tienen interconectados sus sistemas de aire a

través del Plumón común, esto con la finalidad de que exista un respaldo para

cada sistema. Bajo esta condición, los compresores de aire de Lamargas (K-1

y/o K-2) tienen la capacidad de suplir los requerimientos de aire de ambas

plantas y el compresor de aire de Lamarlíquido (16-4) funciona como respaldo

a estos compresores, encendiendo en caso que la presión del cabezal de

descarga baje niveles no admisibles. (3)

Sistema de Drenaje Cerrado.

Este sistema es el encargado de recolectar el drenaje de toda la planta consta

de un depurador de venteo (95-24), recipiente horizontal de 8’ de diámetro y

35’ de largo y las bombas de condensado (67-19/67-20).

El depurador está equipado con interruptores de nivel para el manejo

automático de las bombas. (3)

Sistema de Drenaje de Glicol.

Este sistema es el encargado de recolectar el drenaje de glicol de toda la

planta. Consta de un recipiente o sumidero (95-28) y una bomba para el

reintegro del mismo al sistema de glicol a nivel del Reconcentrador de Glicol,

95-11. (3)

• Sistema de Control. El control general de la planta será manejado por tres sistemas individuales, que a

su vez se complementan: Estos sistemas son: (3)

a) El sistema de control distribuido o DCS (Distributed Control System): El

mismo se encarga de realizar el control durante la operación normal de la

planta. Está conformado por un equipo Fisher Provox, ya descrito. (3)

El sistema cumple las funciones de control de proceso a través de los lazos de

control. Los mismos están constituidos por los siguientes elementos: elemento

de medición primario (termocuplas, placas de orificio), transmisor, controlador ,

traductor y válvula actuadora. (3)

En diversos puntos del proceso existen indicadores, señalización de alto, bajo

o ambos niveles, dependiendo del tipo de señal. (3)

Sistema Contra Incendios o SCI: Esta conformado por los sistemas de

detección de gases y sistema de detección y extinción de incendios. (3)

Sistema de Parada de Emergencia o ESD (Emergency Shut Down): Una vez

detectadas condiciones de funcionamiento anormal de la planta es el

encargado de ordenar una parada parcial o total de la planta. Esta conformado

por un equipo triple modular redundante Triconex (TMR-Triconer). (3)

Figura N° 6. Proceso de Enfriamiento y Desetanización.

FFiigguurraa NN°° 77.. PPrroocceessoo DDee RReeccoonncceennttrraacciióónn DDeell GGlliiccooll..

FFiigguurraa NN°° 88.. PPrroocceessoo ddee CCoommpprreessiióónn ddee PPrrooppaannoo..

Retorno Aceitedesde

41- 11/12/8

Aceite caliente a 41- 11/12/8

95 - 2

95 - 3

95 - 4

95 - 7

23 - 2

16 - 1

84 - 1

67 - 3/4

95 - 14

Propano Refrig a.

41 - 4 y 41-6

Hacia Venteo

Reposiciónpropano

Agua deenfriamiento

Des

carg

a

205

PSI y

151

ºF

Succión

Car

gaLa

tera

l

Alta

36 - 1

41- 17

Prop

ano

desd

e

41-4

y 4

1-6

FFiigguurraa NN°° 99.. EEssqquueemmááttiiccoo ddee llaa PPllaannttaa ddee EExxttrraacccciióónn ddee LLííqquuiiddooss LLaammaarrllííqquuiiddoo..

22..1166.. PPLLAANNTTAASS CCOOMMPPRREESSOORRAASS Existen tres tipos de plantas compresoras: plantas convencionales, plantas modulares y miniplantas.

22..1166..11.. PPLLAANNTTAASS MMOODDUULLAARREESS

Las plantas Modulares son plantas compresoras de gas con sus sistemas principales

y auxiliares. Tienen dos funciones que son:

• Producir gas de alta presión para usarlo en el levantamiento artificial de crudo con

gas.

41-1

41-4 41-5

41-341-2

95-16

41-7

95-1

95-5

41-11

41-6

95-10

67-5/6

95°F 42°F

21°F

4°F

-35°F

31°F

67-1/295-9

1 2

3 56

4

1 2 3 5 6Psig°F

180 169 470 230090 89 125 115 115

4404

44455GAS5

Flujo: 120 MMPCED

• Transferir gas de alta presión de un área a otra a través del sistema de distribución de

gas.

22..1166..22.. DDEESSCCRRIIPPCCIIÓÓNN TTÍÍPPIICCAA DDEE UUNNAA EETTAAPPAA DDEE CCOOMMPPRREESSIIÓÓNN

El gas de succión entra a la planta a través del depurador principal o de entrada,

esto con la finalidad de eliminar los restos de crudo, agua y condensado que puedan

permanecer remanentes en el gas. Una vez limpio, el gas pasa por un compresor

centrífugo, cuyo eje está conectado a una tubería de gas que gira a determinadas

revoluciones (dependiendo de la etapa) con el objetivo de comprimir el gas a través de las

ruedas que constituyen el rotor respectivo. Cuando el gas se comprime, se calienta; este

calor debe removerse antes de que el gas entre a la siguiente etapa de compresión. Con

esta remoción de calor se evitan daños

internos metalúrgicos en los compresores debido a altas temperaturas, para tal fin existen

enfriadores atmosféricos o enfriadores tipo ventilador (fin-fan cooler), cuya función es

mantener la temperatura del gas de entrada a la siguiente etapa compresora en el orden

de los 95ºF.

Cuando el gas rico se comprime y enfría, condensan algunas fracciones de

hidrocarburos y agua, por lo que es necesario colocar un depurador. Dicho depurador se

encarga de eliminar el condensado y evitar que éste entre al compresor de la siguiente

etapa, provocando daños internos en el mismo.

El funcionamiento de estas plantas se inicia al recibir el gas de las diferentes

estaciones de flujo que entra a la planta por el módulo común de entrada donde se depura

y luego se conduce a los módulos de compresión.

Algunas de estas plantas utilizan módulos de deshidratación en los cuales se trata el

flujo de gas después de comprimirlo para la absorción de agua y luego este gas se

devuelve al módulo común de entrada desde donde el gas se distribuye y usa como gas

para inyección y/o gas de levantamiento.

El gas usado como combustible por el generador se toma normalmente de la segunda

etapa de compresión, existiendo la flexibilidad para recibir combustible desde los

cabezales de descarga de los módulos para los casos de arranque.

22..1166..33.. SSIISSTTEEMMAA DDEE GGAASS CCOOMMBBUUSSTTIIBBLLEE DDEE PPLLAANNTTAASS MMOODDUULLAARREESS

DDEE CCOOMMPPRREESSIIÓÓNN DDEE GGAASS..

Desde la puesta en servicio de los mismos, se experimentaron dificultades

operacionales en el sistema de gas combustible por: rotura de los conectores flexibles

ubicados entre el aro de gas combustible y cada una de las boquillas inyectoras de

combustible en la cámara de combustión del generador de gas; formación de líquidos

aguas abajo de los coalescedores, durante el arranque y en operación normal; colapso de

dichos coalescedores; taponamiento de boquillas; alarmas y trampas de nivel obstruidas;

e inestabilidad en la presión durante el arranque. Las causas identificadas fueron: uso de

gas combustible a condiciones de punto de rocío, corrosión por H2S y agua, filtros

inapropiados, presencia de asfáltenos, mala configuración de las tuberías, falta de

empaque en el sistema de control de presión.

Estas dificultades ocasionaron una disminución en los factores de confiabilidad de los

módulos y mayores costos operacionales y de mantenimiento por las reparaciones

requeridas.

22..1177.. SSIIMMUULLAADDOORREESS DDEE PPRROOCCEESSOOSS

Actualmente existen en la Industria Petrolera simuladores, los cuales permiten

evaluar de una forma rápida equipos ó plantas de procesos, establecidas ó modificadas.

Estos simuladores poseen programas implícitos con modelos termodinámicos en forma de

modelos matemáticos para reproducir condiciones de un equipo o conjunto de ellos. En el

mercado existe un gran número de simuladores que tienen la misma filosofía y que se

diferencian únicamente en su modo de operación y cálculo. Entre los más comunes

tenemos HYSYM de la compañía Hyprotech, el PRO II y el PIPEPHASE de la compañía

Simulation Sciences. Inc.

En la elaboración de esta investigación se utilizó el PIPEPHASE para simular el

sistema de disposición de líquidos del gas natural (LGN) y PRO II para simular plantas

de compresión y extracción.

22..1177..11 SSIIMMUULLAADDOORR PPIIPPEEPPHHAASSEE

Es un programa de simulación que predice los perfiles de presión, temperatura y

holdup de líquido en estado estable de pozos, líneas de flujo, sistemas de recolección y

otras configuraciones lineales o en redes de tuberías, pozos, bombas, compresores,

separadores y otras facilidades. Los tipos de fluidos que PIPEPHASE puede manejar

incluyen líquido, gas, vapor y mezclas multifase de gas y líquido.

Los perfiles calculados puede ser comparados con datos medidos; de esta manera

se pueden aislar áreas problemas y darles soluciones.

El simulador de procesos PIPEPHASE es un paquete que permite principalmente,

simular el movimiento de fluidos en tuberías. Permite resolver balances complicados en

redes de tuberías, efectuando cálculos de presiones para flujos monofásicos y bifásicos.

Posee ecuaciones y correlaciones para predecir con bastante exactitud, el

comportamiento de un flujo en una tubería. Además cuenta con una librería de accesorios

como válvulas (globo, compuerta), codos, bombas y otros dispositivos, que brinda la

posibilidad de realizar simulaciones de procesos reales para flujos de agua, aire y crudos

con una composición determinada.

A continuación se explica todo lo referente a este simulador para la resolución de

redes.

Modelo de Fluidos El PIPEPHASE permite manejar distintos tipos de fluidos, que pueden ser

conocidos (agua, aceite, alcohol, etc.) ó mezclas de distintas sustancias (hidrocarburos).

Dependiendo de las necesidades del usuario, se puede seleccionar el tipo de fluido. A

continuación se presentan las distintas opciones de selección de fluido que permite el

programa:

FASE LIQUIDA: Esta opción es seleccionada cuando no existe gas en la

simulación. Permite definir líquidos como sustancias puras, aunque se puede

trabajar igualmente con hidrocarburos. Las propiedades como viscosidad,

densidad, tensión superficial se encuentran definidas para cada sustancia

pura, como el agua, alcohol, etc. En el caso de hidrocarburos se utilizan

diferentes correlaciones para determinar propiedades. Para determinar la

viscosidad de hidrocarburos se utiliza generalmente la correlación

Vasquez/Beggs, la cual posee un rango de gravedades de 11<API<58,

temperaturas de 50°<T°F<295 y presiones 0<P(psig)<5250 la ecuación:

110 −= XLμ (2)

Donde: 163.1

*02023.00324.310T

XAPI°−

=

Para obtener el calor específico para hidrocarburos, se utiliza una correlación que

depende de la gravedad específica del crudo en °API y de la Temperatura en °F,

la cual es: TAPICP ×+°×+= 00055.00022.033.0 (BTU/LBM) (3)

FASE GASEOSA: Se utiliza cuando la simulación se basa en modelaje de

poro gas en ausencia de líquido (no Condensación). La gravedad específica

del gas en particular (suministrado por el usuario), se utiliza para determinar

las propiedades. Para obtener el factor de compresibilidad del gas Z se

pueden utilizar los métodos de Standing-Katz ó el de Hall Yarborough. El

método de Standing es el preestablecido por el simulador, ya que posee las

correlaciones en cuanto a presencia de Nitrógeno, dióxido de carbono y otros

contaminantes. Esto debido a que los resultados de sus correlaciones se

basan en experimentos con el gas natural, en función de una precisa gravedad

específica. Para precisar las viscosidades del gas, se emplea la correlación de

LEE o la de Katz, las cuales estiman el valor a través de la gravedad

específica, temperatura y presión. Sin embargo la correlación de LEE posee

un rango de variables mayor a la de Katz.

Las ecuaciones son:

Donde:

( )( )

MT

X

TMTMK

TZPXKG

A

A

A

g

×++=

+×+××+

=

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

×××××××=

01.09865.3

1920902.04.9

004330001.0

5.1

exp δρμ

(4)

TA= Temperatura °R, M= Peso Molecular; ρ= Gravedad Específica; P= Presión

(psig); Z= Factor de compresibilidad; T = Temperatura en °F.

PETROLEO NEGRO (Black Oil): Este es un modelo de fluido multifásico, en

donde el cálculo de las propiedades depende de la gravedad específica del

gas, del crudo, del agua y de las condiciones volumétricas a condiciones de

referencia. Proporciona resultados muy acertados para mezclas de crudo con

gravedades específicas mayores a 45°API. Esta opción es utilizada para flujo

monofásico , ya que posee correlaciones especiales para crudo. Se debe

determinar la relación Gas- Crudo y la relación Gas- Líquido. Para obtener la

solubilidad del gas disuelto en el crudo, se debe utilizar la correlación de

LASATER, la cual viene dada por: ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛−

×⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ ××=

G

G

o

o

yy

MRs

1353.379 δ

y para

obtener su gráfica: ( )460,

+×

TP

y GG

δ (5)

Donde:

Rs = Relación Gas- Crudo; Mo = Peso molecular del crudo P= Presión

(psig);

T= Temperatura °F; yg = Fracción molar del gas; δo= Peso especifico del crudo.

CONDENSADO: Es un módulo de fluidos empleado por PIPEPHASE para

sistemas de condensación de gas. El gas puede ó no estar condensado en la

corriente dependiendo de las condiciones de presión y temperatura

instantáneas. Sin embargo este modelo asume que la presencia de líquidos

por debajo de la presión de rocío es inexistente.

VAPOR: Se emplea por el modelo de sistemas en presencia de agua

únicamente. Se basa en curvas presión- entalpía, de donde se obtienen las

demás propiedades. La densidad del agua y el vapor se extraen de las tablas

de vapor ASME (1967), la viscosidad del vapor, viscosidad del líquido y la

entalpía del agua se extraen de las correlaciones de Bingham & Jackson.

COMPOSICIONAL: Es un método utilizado para describir un flujo basado en

la composición de sus elementos puros ó pseudo-componentes que lo

integran. El equilibrio de fases y las propiedades de las fases homogéneas e

especifican combinando las propiedades de los constituyentes de la corriente.

Se utiliza para definir las propiedades de las mezclas de hidrocarburos o de

otra naturaleza, a partir del conocimiento de las propiedades individuales de

los elementos puros que lo componen. Por ejemplo, se puede determinar las

propiedades de un hidrocarburo conociendo los componentes que lo integran

como: Metano, Etano, y Butano además de las proporciones de los mismos.

FLUJO DE FLUIDOS EN PIPEPHASE El fluido que circula en una tubería puede ser de naturaleza monofásico (gas ó

líquido) ó Multifásico (gas-líquido; líquido-líquido, etc.). Dependiendo del tipo de fluido

existen diversas correlaciones termodinámicas y de caídas de presión que son aplicables

en cada caso.

FLUJO MONOFÁSICO Bien sea Gas ó líquido, siempre que exista un flujo que pasa de un punto 1 a un

punto 2, en una tubería, éste está sujeto a la primera ley de la termodinámica que

enuncia lo siguiente: “La Energía no se crea, ni se destruye sólo se transforma”.

Se tiene:

Energía Entrante = Energía Saliente

1 2

Esta ecuación de balance de Energía para flujo estable, se puede expresar

también de la siguiente forma:

salent EfluidoEfluidoWQ =+− (6)

Para un sistema abierto se tiene:

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ ×+

×+÷+×=⎟

⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛ ×+

×+×+×+−

gczg

gv

Vpumgc

zgg

vVpumWQ 2

22

2221

21

111 22 (7)

Donde:

Q= Calor cedido ó ganado por el fluido

W= Trabajo externo realizado sobre ó por el fluido

M= flujo másico

U= energía interna del fluido específico

P= presión del fluido

V= volumen específico del fluido

v= velocidad del fluido

g= gravedad

g= Altura del fluido con respecto a un sistema de referencia

gc= constante gravitacional

Para definir la caída de presión se utiliza la ecuación de BERNOULLI pero con las

pérdidas de fricción. Para ver la aplicación de esta ecuación observaremos la siguiente

tubería:

Siendo 1 y 2 los puntos límites de análisis y L la longitud de la tubería, aplicamos

la ecuación:

i

d

dLVf

zgVPzgVP×

××+×++=×++

222

2

2

222

1

211

ρρ (8)

Donde: P= Presión del fluido

ρ= Densidad del fluido

V= velocidad del fluido

Z= Altura con respecto al punto de referencia

fd= Factor de fricción L= longitud

di = Diámetro interno de la tubería

En la ecuación anterior, la velocidad depende del caudal que circula por la tubería,

y el término: i

d

dLVf

×××

2

2

representa la pérdida por fricción en la tubería.

El factor de fricción de Darcy es determinada por 2 variables, la rugosidad relativa

(e/d) y el número de Reynolds. Existen varias ecuaciones para determinar el factor de

fricción, dependiendo si el flujo es laminar, transición ó turbulento.

FLUJO LAMINAR: PIPEPHASE utiliza la ecuación de Poiseuille´s, la cual dice:

Re64

=df (9)

FLUJO LAMINAR-TRANSICIÓN: Dependiendo del valor de Reynolds, se utiliza la

correlación de Churchill para la transferencia del calor, pero para el factor de fricción

se utiliza nuevamente Poiseuille´s.

FLUJO TURBULENTO: Utiliza el diagrama de Moody, ó para aproximaciones más

exactas emplea la siguiente ecuación de Colebrook:

⎟⎟⎟

⎠

⎞

⎜⎜⎜

⎝

⎛

×+

××−=

did fdd

e

f Re7.182

log274.1110 . (10)

Donde:

PIPEPHASE utiliza un proceso iterativo para obtener el factor de fricción de Darcy.

FLUJO BIFÁSICO Para estos casos el cálculo se hace más complejo, ya que se utilizan distintas

correlaciones empíricas. Pero antes de que el programa PIPEPHASE ejecute las

ecuaciones, se deben definir 2 variables nuevas a utilizar para los cálculos: velocidad

superficial y acumulación de líquido ó gas (liquid & gas holdup).

La velocidad superficial se define como la velocidad de la fase gaseosa y líquida si

estuvieran solas en la tubería.

AqVSL

1= , para el líquido (11) A

qV G

SG = , para el gas. (12)

Donde:

q= Flujo volumétrico de cada fase

A= Area transversal de la tubería

Vs = Velocidad superficial de cada fase.

Ahora bien, para obtener la velocidad de la mezcla se utiliza la suma de ambas:

SLSGM VVV += (13)

La otra variable es la acumulación de líquido, que se define como la fracción

adimensional de la sección transversal de la tubería ocupada por líquidos o por gases.

Posee la siguiente formula:

tubería

liqL Vol

VolH = , para líquidos (14) y

AA

H GG = , para gases. (15)

Donde:

AL= Area del líquido

AG= Area del Gas Por lo Tanto: ALAGA += (16)

Para definir la ecuación de caída de presión se utiliza también la densidad de la

mezcla (ρ/M) la cual es:

( ) GLLLM HH ρρρ ×−+×= 1 (17)

Donde:

ρl= Densidad del líquido

ρg= Densidad del Gas

Por lo que la ecuación de BERNOULLI con pérdidas queda de la siguiente

manera:

diLVfzgVPzgVP MMM

M

M

M ×××

+×++=×++222

2

2

222

1

211

ρρ (18)

Por otro lado, existen numerosas correlaciones para determinar las caídas de

presión por fricción, aceleración y cambio de altura.

22..1177..22 SSIIMMUULLAADDOORR PPRROO IIII

El simulador de procesos PRO II es un paquete que permite principalmente,

simular el movimiento de fluidos a través de tuberías y equipos, que incluye procesos tan

rigurosos como: columna de destilación, compresores, reactores, intercambiadores de

calor, mezcladores etc. Permite resolver balances complicados en redes de tuberías

internas en plantas de procesos, para fluidos tanto monofásicos como multifásicos.

Posee ecuaciones y correlaciones para predecir con bastante exactitud, el

comportamiento de un fluido dentro de una planta de proceso, incluyendo los cambios de

fase que éste pueda experimentar. Para ello cuenta con una librería de equipos como:

columna de destilación, válvulas, tambores de flash, entre otros que brinda la posibilidad

de realizar simulaciones de procesos reales para flujos de diferentes tipos de fluidos de

composición conocida.

En la elaboración de esta investigación se utilizó el PRO II para analizar el

proceso de extracción de líquido en la Planta Lamarlíquido y las distintas opciones de

extracción de líquidos del gas natural (Joule Thompson, Turbo-Expansor y Refrigeración

mecánica); por lo que se explicará a continuación todo lo referente a este simulador para

la resolución del proceso.

Modelo de Fluidos El PRO II permite manejar compuestos, con composición definida, dependiendo

de las necesidades del usuario, se puede seleccionar desde un banco de datos los

componentes totales que están presentes en todos los puntos del proceso, para luego ir

construyendo el diagrama de flujo incluyendo todos los equipos presentes y las corrientes

de entrada y salida de los mismos. Para cada una de estas corrientes existe la opción de

introducir la distribución fraccionada o porcentual de los componentes de las mezclas, así

como también pueden estar constituidas por un solo componente, esto depende del

proceso que se quiere simular.

A continuación se muestran algunos de los componentes del Banco de Datos:

Simulador PRO II:

Los Compuestos Más usados: Esta categoría es la más general de todas, ya

que comprende compuestos de toda naturaleza que se usan con mucha

frecuencia en cualquier planta de procesos. Entre los que están: Agua, Aire,

Acetona, Dióxido de Carbono, Butano, Monoxido de Carbono.

Los Hidrocarburos Ligeros: En este renglón se encuentran la mayoría de los

componentes del gas natural, entre los que se encuentra le serie parafinica

desde el metano hasta el nonano, y compuestos tales como el benceno,

etileno, dióxido de carbono, oxigeno, nitrógeno, agua, entre otros.

Banco de Procesos (Process Bank): Es un banco de datos que tiene mayor

amplitud, entre los compuestos se encuentran cetonas, alcoholes, fenoles,

acetatos, etc. SIMSCI Bank: En el mismo orden de ideas del banco de procesos están

ordenadas por orden alfabético, incluyendo compuestos como la urea, metales

como el vanadio y el zinc, y entre otros el agua.

Además están ácidos, alcoholes, amidas, aminas, hidrocarburos aromáticos,

éteres, ésteres, derivados halogenados, cetonas, hidrocarburos nafténicos,

sales y minerales, hidrocarburos parafínicos, hidrocarburos insaturados, entre

otros.

Métodos Termodinámicos: Este programa tiene la facilidad de calcular valores de Constantes de Equilibrio, entalpía,

densidad, y opcionalmente entropía y propiedades de transporte del fluido se relacionan

en lo que se denomina “Thermodynamics sets”, esto fijando la composición molar de una

corriente y dos variables independientes de la misma, tales como la temperatura y la

presión, o la presión y la entalpía, y con estos datos el programa calculará todas las

variables termodinámicas involucradas.

Uno de los métodos termodinámicos más utilizados por este software es el de Soave

Riedlich Kwong, la cual permite mediante el uso de ecuaciones de estado el cálculo de

las propiedades termodinámicas del fluido en estudio.

Este Software permite además trabajar con múltiples métodos termodinámicos para

evaluar los cambios ocurridos en las corrientes de proceso, además del mencionado

anteriormente también están presentes los métodos: Peng Robinson, Grayson-Street,

NRTL, UNIQAC, UNIFAC, etc.

La Ecuación de estado para el cálculo de Z (Factor de Compresibilidad) presentada por

Soave-Riedlich-Kwong, es la siguiente:

0))(())(( 223 =−−−+− BAZBBAZZ (19)

Donde:

))(())((22 TR

PaA = ))(())((

TRPbB =

)())((42747,022

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

PcTcRa

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡−+=

TcTm 1)(1α

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡=

−+=

PcTcRb

wwm))((08664,0

)(176,0)(574,148,0 2

En el caso de Peng Robinson, se tiene la siguiente ecuación:

)))((())(2)(3()1( 32223 BBBAZBBAZBZ −−−−−+−− (20)

Donde:

))(())((22 TR

PaA = ))(())((

TRPbB =

)())((42747,022

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

PcTcRa

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡−+=

TcTm 1)(1α

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡=

−+=

PcTcRb

wwm))((0778,0

)(26992,0)(54226,137464,0 2

22..1188.. PPRRIINNCCIIPPIIOOSS DDEE CCÁÁLLCCUULLOOSS DDEE CCAAÍÍDDAA DDEE PPRREESSIIÓÓNN

La ecuación básica para el cálculo de caída de presión para líquidos en tuberías y

accesorios es la ecuación de Bernoulli generalizada, la cual asume densidad constante:

(21)

Caída de presión = Cambio de energía + Cambio de altura + Pérdida por fricción

Donde:

F= Fricción o pérdida de cabezal = Kpa.m3/Kg

g = Aceleración de la gravedad = m/s2

gc = Constante dimensional = 103 Kg/Kpa.m.s2

Δp= Caída de presión = kPa

V = Velocidad del fluido = m/s

Δz= Elevación = m

Fg

ZggVPF

cc

+Δ

+Δ∞

=Δ−

2)(* 2

2

ρ

∞ = Constante dependiente del perfil de velocidad (∞= 1,1 para flujo turbulento, ∞= 2,0

para flujo laminar)

F2= Factor que depende de las unidades.

La importancia relativa de los términos en la ecuación varía de una aplicación a otra. Para

tuberías horizontales de diámetro constante, es importante solamente el término de

fricción colocado a la derecha de la ecuación. Para tuberías verticales o inclinadas se

debe incluir el término de energía cinética.

Para líquidos se puede, en general, considerar que la viscosidad y la densidad son

constantes. Los líquidos no-newtonianos son una excepción de esa regla. Otra la

constituye el flujo no isotérmico debido al intercambio de calor o a la producción o

consumo de calor en el líquido por reacción química o por la pérdida de fricción. En casos

en que el fluido se puede considerar isotérmico a través de la sección transversal, pero

no isotérmico a lo largo de la longitud de la tubería, la caída de presión puede

determinarse dividiendo la tubería en un número de tramos y calculando la caída de

presión en cada sección. Cuando el flujo no se puede suponer isotérmico a través de la

sección transversal de la tubería y la viscosidad depende fuertemente de la temperatura,

debe usarse un método especial del cálculo.

22..1199.. FFLLUUJJOO DDEE FFLLUUIIDDOOSS EENN TTUUBBEERRÍÍAASS

Pocos problemas de flujo pueden ser resueltos con un grado aceptable de exactitud

utilizando ecuaciones de diseño ajustadas a aplicaciones ideales. Los regímenes de flujo

y caídas de presión son fenómenos complejos y requieren ecuaciones complejas para

predecir sus relaciones. Para propósitos de diseño en ingeniería, se han desarrollado

diversas fórmulas empíricas que han sido ajustadas a circunstancias particulares en la

predicción de la capacidad de flujo y caídas de presión. (4)

22..1199..11.. TTEEOORREEMMAA DDEE BBEERRNNOOUULLLLII El teorema de Bernoulli es una derivación matemática basada en la Ley de la

Conservación de la Energía. Este teorema establece que la energía total de un fluido en

cualquier punto particular sobre un plano de datos es la suma del cabezal de elevación, el

cabezal de presión y el cabezal de velocidad. Esto se expresa matemáticamente como: (4)

gVPZH⋅

+⋅+=2

1442

2ρ (22)

Si no hay pérdidas por fricción ni energía suministrada o retirada del sistema, H es

constante en cualquier punto del fluido. En realidad, siempre que un fluido está en

movimiento existen pérdidas por fricción (hl). Esta pérdida describe la diferencia en

energía total entre dos puntos del sistema. Expresando los niveles de energía como Punto

1 contra Punto 2, entonces se convierte en: (4)

ZP V

gZ

P Vg

hl11

1

12

22

2

22

1442

1442

+ ⋅ +⋅

= + ⋅ +⋅

+ρ ρ

(23)

Todas las fórmulas prácticas para flujo de fluido son derivadas de la anterior. Se

han propuesto modificaciones a la ecuación anterior por muchos investigadores para

considerar las pérdidas por fricción. (4)

22..1199..22.. PPRROOPPIIEEDDAADDEESS FFÍÍSSIICCAASS DDEE LLOOSS FFLLUUIIDDOOSS

Las propiedades físicas de la corriente de fluido deben ser conocidas para predecir la

caída de presión en la tubería. Las dos propiedades que se introducen en la solución de

la mayoría de los problemas de flujo de fluido son viscosidad y densidad. (4)

La viscosidad expresa la facilidad con la cual un fluido fluye cuando actúa sobre él una

fuerza externa. Se utilizan dos tipos de mediciones de viscosidad, absoluta y cinemática.

La viscosidad absoluta es una medida de la resistencia interna de un fluido a la

deformación o ruptura. La viscosidad cinemática es la relación entre la viscosidad

absoluta y la densidad. (4)

La viscosidad es dependiente de la temperatura. La viscosidad de la mayoría de los

líquidos disminuye con un aumento de temperatura, mientras que la de los gases se

aumenta. La presión no ejerce casi efecto sobre la viscosidad de los líquidos y tiene poco

efecto sobre los gases perfectos. Por otro lado, la viscosidad de vapores saturados o

ligeramente sobrecalentados se modifica apreciablemente por cambios de presión. La

viscosidad del vapor de agua se conoce fácilmente, pero la viscosidad de otros vapores

puede que no. (4)

El volumen específico es el inverso de la densidad. La gravedad específica de un

líquido es la razón entre la densidad del líquido a una temperatura especificada y la

densidad del agua a 60 °F. La gravedad específica de un gas se define como la razón

entre el peso molecular del gas y el peso molecular del aire. (4)

γ =PM

PM

gas

aire

(24)

22..1199..33.. FFLLUUJJOO EENN TTUUBBEERRÍÍAASS YY NNÚÚMMEERROO DDEE RREEYYNNOOLLDDSS

A bajas velocidades, las moléculas de fluido o partículas se transportan por el

movimiento del fluido en una línea razonablemente recta. La velocidad del fluido es

máxima en el centro de la tubería y es cero en las paredes de la misma. Este patrón de

flujo se conoce como flujo laminar. Si la velocidad se incrementa se obtendrá un punto

crítico donde las partículas de fluido comienzan a mostrar un movimiento transversal al

azar en la dirección del flujo. Esta es la velocidad crítica. Este movimiento al azar es típico

del tipo de flujo que se conoce como flujo turbulento. Sobre la velocidad crítica el flujo se

considera como turbulento completamente, aunque siempre hay un límite de capa en la

pared de la tubería donde el flujo es laminar. En la zona turbulenta el perfil de velocidad

es más cercano a una recta a través de la cara de la tubería. (4)

El número de Reynolds desarrollado es un número adimensional que puede ser

considerado como la relación de las fuerzas dinámicas del flujo de masa a la tensión de

ruptura debida a la viscosidad. Este se define como: (4)

Re = ⋅ ⋅D V ρμ

(25)

Si el número de Reynolds es menor que 2.000, el flujo puede ser considerado

laminar. Si está cerca de 4.000, el flujo es turbulento. En la zona de transición, (entre

2.000 y 4.000 Re), el flujo puede ser tanto turbulento como laminar, pero esto no puede

predecirse con el número de Reynolds. (25).

22..1199..44.. PPÉÉRRDDIIDDAASS DDEE PPRREESSIIÓÓNN DDEEBBIIDDOO AA LLAA FFRRIICCCCIIÓÓNN

El flujo está siempre acompañado por la fricción. Esta fricción resulta en una pérdida de

energía disponible para trabajo. Una ecuación general para la caída de presión debido a

la fricción es la de Darcy-Weisbach (referida frecuentemente como la ecuación de Darcy).

Esta ecuación puede ser racionalmente derivada por análisis dimensional, con la

excepción del factor de fricción, fm , el cual se determina experimentalmente. Esta

ecuación se puede expresar como: (4)

h f LD

Vgl m= ⋅ ⋅2

2 (26)

Transformando a libras por pulgada cuadrada, la ecuación se convierte en: (4)

cmf g

VDLfP

2144

2

⋅⋅⋅=Δρ

(27)

Puede notarse que el factor de fricción de Moody, fm, se utiliza en la ecuación anterior.

Algunas ecuaciones se expresan en términos del factor de fricción de Fanning, ff. El factor

de fricción de Moody es cuatro veces el factor de fricción de Fanning. (4)

La ecuación de Darcy-Weisbach es válida tanto para flujo laminar como turbulento en

cualquier líquido, también puede ser utilizada para gases con ciertas restricciones.

Cuando se utiliza esta ecuación, se deben considerar los cambios de elevación, velocidad

o densidad para la aplicación del teorema de Bernoulli. La ecuación de Darcy-Weisbach

se debe aplicar para segmentos de línea suficientemente cortas tales que la densidad del

fluido sea esencialmente constante sobre ese segmento. La caída de presión total es la

suma de los valores de Δ Pf calculados para los segmentos individuales. Para

aplicaciones en gases, la longitud de los segmentos debe ser relativamente corta,

comparada con la de los líquidos, lo que hace que muchas aplicaciones en gas envuelvan

gases compresibles donde las densidades del gas varían con la temperatura.

LLiimmiittaacciioonneess ddee llaa ffóórrmmuullaa ddee ddaarrccyy ppaarraa fflluuiiddooss nnoo

ccoommpprreessiibblleess

La fórmula de Darcy puede usarse sin restricción para flujo de agua,

aceites y otros líquidos en tuberías. Sin embargo, cuando se presentan

velocidades muy altas en las tuberías que ocasionan que la presión en la

salida sea igual a la presión de vapor del líquido, aparece el fenómeno de

cavitación y los valores calculados para el caudal son inexactos. Con las

restricciones necesarias, la ecuación de Darcy puede utilizarse para gases

y vapores (fluidos compresibles), pero no para flujo bifásico.

22..1199..55.. FFAACCTTOORR DDEE FFRRIICCCCIIÓÓNN YY EEFFEECCTTOO DDEE LLAA RRUUGGOOSSIIDDAADD DDEE LLAA

TTUUBBEERRÍÍAA

Cuando el flujo de fluido es laminar (Re<2.000), el factor de fricción tiene una relación

directa con el número de Reynolds, tal que: (4)

fm =64Re

Ò f f =16Re

(28)

La rugosidad de la tubería no tiene efecto sobre el factor de fricción en flujo laminar.

Sustituyendo la ecuación del número de Reynolds en la ecuación anterior se obtiene: (4)

fD V V dm

e= ⋅⋅ ⋅

=⋅

⎛⎝⎜

⎞⎠⎟ ⋅⎛⎝⎜

⎞⎠⎟⋅ ⎛⎝⎜

⎞⎠⎟

64 641488

12μρ ρ

μ (29)

Esta expresión se puede sustituir, para el factor de fricción, en la ecuación (27),

resultando en la siguiente fórmula para pérdida de presión en libras por pulgada

cuadrada:(4)

ΔPL V

dfe= ⋅ ⋅⋅ ⋅−6 68 10 4

2,μ

(30)

La ecuación (30) es comúnmente conocida como la ecuación de Poiseuille para flujo

laminar. (4)

Cuando el flujo es turbulento, el factor de fricción depende del número de Reynolds y

la rugosidad relativa de la tubería, ε / D , la cual es la rugosidad de la tubería ε , sobre

el diámetro de la tubería. La ecuación de Colebrook es la fórmula de pérdida de carga en

los conductos industriales: (4)

1 23 7

2 5110f D fm m

= − ⋅⋅

+⋅

⎛

⎝⎜⎜

⎞

⎠⎟⎟log

,,

Reε

(31)

22..1199..66.. EECCUUAACCIIOONNEESS BBÁÁSSIICCAASS DDEERRIIVVAADDAASS DDEE LLAA EECCUUAACCIIÓÓNN DDEE

DDAARRCCYY

aa)) VVeelloocciiddaadd ddee llííqquuiiddooss eenn ttuubbeerrííaass

La velocidad media de cualquier líquido que fluye puede calcularse a partir de las

siguientes fórmulas:

ρ**7.353*22.21*10*2.1273

222

3

dW

dQ

dqv === (32)

b) Caída de presión en líneas de líquidos para flujo laminar. La caída o pérdida de presión por cada cien pies de tubería en líneas de líquidos para

flujo laminar puede calcularse mediante las fórmulas dadas a continuación:

44

4

2100**679**10*4074**32

dQu

dq

dvP ===Δ

μμ (33)

c) Caída de presión en líneas de líquidos para flujo laminar. La caída de presión en líquidos que fluyen puede calcularse a partir de la fórmula de

Darcy, como sigue:

5

2

5

272

100***225***10*810055***5.0

dQf

dqf

dvfP ρρρ

===Δ (34)

22..1199..77.. CCRRIITTEERRIIOOSS DDEE DDIISSEEÑÑOO PPAARRAA LLÍÍNNEEAASS QQUUEE TTRRAANNSSPPOORRTTAANN

LLÍÍQQUUIIDDOOSS

Las líneas que transportan líquidos monofásicos generalmente se diseñan en base a la

velocidad de flujo. PDVSA cuenta con un conjunto de normas para el dimensionamiento

de tuberías, dentro de las cuales se encuentra la norma No. 90616.1.024.”

Dimensionamiento de tuberías de proceso”; en ella se establece rangos de caídas de

presión y velocidades de flujo recomendadas para un buen diseño. (Anexo N°1).

La pérdida friccional de carga hidrostática puede expresarse en Lppc/100 pies de longitud

de tubería, utilizando la siguiente ecuación:

144* LLiquidopie

Lppcρ

= (35)

22..1199..88.. CCRRIITTEERRIIOOSS DDEE DDIISSEEÑÑOO PPAARRAA LLÍÍNNEEAASS QQUUEE TTRRAANNSSPPOORRTTAANN

GGAASSEESS

Las líneas que transportan gases monofásicos se diseñan en base a la caída de presión

en la línea, tomándose como referencia la norma N° 90616.1.024 mencionada

anteriormente (Ver Anexo 1), sin embargo la velocidad puede ser un factor causante de

problemas en las líneas por lo que se recomienda un valor máximo de 18.29 m/s (60

pies/s) para tuberías con características similares, sin ser este un criterio absoluto. (Anexo

1).

22..1199..99.. LLOONNGGIITTUUDD EEQQUUIIVVAALLEENNTTEE DDEE VVÁÁLLVVUULLAASS YY AACCCCEESSOORRIIOOSS

Las pérdidas de carga en las tuberías son de dos clases, primarias y secundarias. Las

pérdidas primarias son las pérdidas de superficie en el contacto del fluido con la tubería

(capa límite), rozamiento de unas capas de fluido con otras (régimen laminar) o de las

partículas de fluido entre sí (régimen turbulento). Tiene lugar en flujo uniforme, por tanto

principalmente en los tramos de tuberías de sección constante. (4)

Las pérdidas secundarias son las pérdidas de forma, que tienen lugar en las

transiciones (estrechamientos o expansiones de la corriente), codos, válvulas y en toda

clase de accesorios de tubería. (4)

Si la conducción es larga (oleoductos, gasoductos, etc.) las pérdidas secundarias

tienen poca importancia (de allí el nombre de pérdidas secundarias), pudiendo a veces

despreciarse; o bien se tiene en cuenta al final, sumando un 5 al 10% de las pérdidas

principales calculadas. Si la conducción es corta y complicada (flujo de gasolina y de aire

en un carburador, por ejemplo) las pérdidas secundarias juegan un papel importante, y

pueden incluso llegar a ser despreciables en comparación con ellas las pérdidas

primarias.(4)

Los efectos de caída de presión de válvulas y accesorios pueden ser considerados

mediante la adición de las “longitudes equivalentes” de los accesorios a las longitudes de

la tubería actual. (4)

22..1199..1100.. CCÁÁLLCCUULLOO DDEELL FFAACCTTOORR DDEE FFRRIICCCCIIÓÓNN

En general, se deben seguir las siguientes recomendaciones:

• Para mayor exactitud en los cálculos en la mayoría de los casos, se utiliza la ecuación

de AGA. Esto es válido especialmente si se producen grandes cambios de elevación.

• La ecuación de Weymouth se debe utilizar cuando el diámetro de la tubería es de 12

pulgadas o menos, ya que las predicciones de Weymouth varían significativamente

con el incremento del diámetro de la tubería.

• Las ecuaciones de Panhandle Eastern se deben utilizar únicamente para diámetros de

tuberías de 12 pulgadas o mayores.

• La ecuación de Oliphant se utiliza solamente para líneas con presiones menores que

35 psig. También se puede utilizar para gases con gravedades de 0,7 a 0,8.

EEccuuaacciioonneess AAGGAA

Las ecuaciones AGA se desarrollaron para aproximarse al comportamiento del flujo

turbulento parcial y completamente desarrollado, utilizando dos factores diferentes

de

transmisión. La ecuación del flujo completamente turbulento se aplica en función de la

rugosidad relativa de la tubería, ε / D . Esta ecuación utiliza el siguiente factor de

transmisión: (4)

1 4 3 710f

D

f

= ⋅⋅⎛

⎝⎜⎞⎠⎟

log ,ε

(36)

Cuando el factor de transmisión para flujo turbulento se sustituye en la ecuación de

energía general (13), la ecuación AGA para flujo turbulento se convierte en: (4)

5,2

5,0

.

22

21

10 .'..

1.7,3log.4...77,38 dZTL

PPf

DEPT

Qprompromfb

b

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡ −⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

γε (37)

La ecuación para flujo parcialmente turbulento está basada en la “ley de la tubería lisa”

y se modifica para considerar los elementos que inducen la fricción. El factor de

transmisión para esta ecuación es: (4)

1 41

0 610f ff f

= ⋅ ⋅ −log Re/

, (38)

Sustituyendo 1/ f f de la ecuación (38) a la ecuación (35) se obtiene una ecuación

que no puede ser resuelta directamente. Para flujo turbulento parcialmente desarrollado

se debe aplicar también un factor de fricción para considerar los efectos de las curvaturas

de las tuberías e irregularidades. (4)

EEccuuaacciióónn ddee WWeeyymmoouutthh

Se publicó en 1912. Es otra ecuación que posee una amplia utilidad en la industria.

Evalúa el factor de fricción como una función del diámetro: (4)

fdf =

0 0081 3

,/ (39)

Expresado de otra forma: 6/1.18,11/1 df f = (40)

Cuando el factor de fricción, f f , se sustituye en la ecuación de energía general, la

ecuación de Weymouth se transforma en: (4)

QTP

EP P

L T Zdb

b prom prom

= ⋅⎛⎝⎜

⎞⎠⎟ ⋅ ⋅

−⋅ ⋅ ⋅

⎡

⎣⎢⎢

⎤

⎦⎥⎥

⋅433 5 12

22

0 5

2 667,'

,

,

γ (41)

Los datos que sirvieron de base para el ajuste de esta ecuación fueron experiencias

en tuberías de 0,8 a 11,8 pulgadas de diámetro, es por ello, que esta ecuación es más

exacta para tuberías relativamente pequeñas, con diámetros inferiores a 12 pulgadas. (4)

La fórmula de Weymouth se aproxima más a los incrementos medidos que los

calculados con otras fórmulas en el caso de tuberías cortas y sistema de recolección. Sin

embargo, el grado de error se incrementa con la presión. Si la Q calculada de la ecuación

de Weymouth se multiplica por 1 / Z , donde Z es el factor de compresibilidad del gas, el

Q corregido se aproximará más al flujo medido. (4)

La ecuación no se puede aplicar generalmente a cualquier variedad de diámetros y

rugosidades y, en la región de flujo turbulento parcialmente desarrollado, no es válida. Se

puede utilizar para aproximarse al comportamiento del flujo completamente turbulento

mediante la aplicación de factores de corrección determinados del sistema al cual va a ser

aplicado. (4)

EEccuuaacciioonneess ddee PPaaddhhaannddllee

En los comienzos del año 1940, la Compañía de Líneas de Tuberías Panhandle

Eastern desarrolló una fórmula para el cálculo del flujo de gas en líneas de transmisión, la

cual se conoce como la ecuación de Panhandle A. Esta ecuación utiliza las siguientes

expresiones del número de Reynolds y del factor de transmisión: (4)

dQRe

γ⋅⋅= 934,1 (42)

( ) 07305,007305,0

.872,6..211,7/1 ef Rd

Qf =⎟⎠⎞

⎜⎝⎛=

γ (43)

El factor de transmisión asume un valor del número de Reynolds entre 5 y 11 millones

basado en experiencias de mediciones actuales. Sustituyendo la ecuación (43) para

1 / f f en la ecuación de energía general (13), la ecuación de Pandhandle A se

transforma en: (4)

6182,2

5392,0

853,0

22

21

0788,1

'87,435 d

ZTLPP

EPT

Qprompromb

b ⋅⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡

⋅⋅⋅−

⋅⋅⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⋅=

γ (44)

Esta ecuación había intentado reflejar el flujo de gas a través de tuberías lisas.

Cuando fue “ajustada” con un factor de eficiencia, E, de aproximadamente 0,90; la

ecuación se convirtió en una razonable aproximación de la ecuación de flujo parcialmente

turbulento. Esta ecuación se vuelve menos exacta cuando la velocidad del flujo aumenta.

Muchos usuarios de la ecuación de Panhandle A asumen una eficiencia del factor de

0,92; no obstante se ha establecido la siguiente escala: (4)

- 1 Para tubería nueva horizontal sin válvulas y accesorios o cambios en la

sección transversal.

- 0,95 Para condiciones muy buenas de operación.

- 0,92 Para condiciones promedio de operación.

- 0,85 Para condiciones poco usuales y muy desfavorables de operación.

Una nueva revisión de la ecuación de Panhandle se publicó en 1956. Esta ecuación

revisada se conoce como la ecuación de Panhandle B y es sólo ligeramente dependiente

del número de Reynolds. Por tanto, se aproxima más al comportamiento del flujo

completamente turbulento. El factor de transmisión utilizado en este caso es: (4)

( )1 16 70 16 490 01961

0 01961/ , ,,

,f Qd

Rf e= ⋅⋅⎛

⎝⎜⎞⎠⎟

= ⋅γ

(45)

Sustituyendo la ecuación (42) para 1 / f f , en la ecuación de energía general (35),

la ecuación de Panhandle B se transforma en: (4)

QTP

EP PL T Z

db

b prom prom

= ⋅⎛⎝⎜

⎞⎠⎟ ⋅ ⋅

−⋅ ⋅ ⋅

⎡

⎣⎢⎢

⎤

⎦⎥⎥

⋅7371 02

12

22

0 961

0 51

2 53,

,

,

,

'γ (46)

Esta ecuación se puede ajustar mediante la utilización de un término de eficiencia que

la haga aplicable a través de un rango relativamente limitado de números de Reynolds.

Sin embargo, esto no significa que el ajuste de la ecuación corrija las variaciones en la

superficie de la tubería. Ajustado a un número de Reynolds promedio, la ecuación

predecirá bajas tasas de flujo a número de Reynolds bajos, y altas tasas de flujo a número

de Reynolds altos, comparada con la ecuación de flujo completamente turbulento. Las

eficiencias basadas en la ecuación de Panhandle B decrecen con el incremento de la

tasas de flujo para flujo completamente turbulento. El factor de eficiencia, E, utilizado en la

ecuación de Panhandle B, generalmente varía entre 0,88 a 0,94 aproximadamente. (4)

EEccuuaacciioonneess ddee fflluujjoo ddee ggaass aa bbaajjaass pprreessiioonneess

Los sistemas de recolección de gas frecuentemente operan a presiones por debajo de

100 psig. Algunos sistemas fluyen bajo condiciones de vacío. Para esas condiciones de

baja presión, se han desarrollado ecuaciones a fin de obtener un mejor ajuste, en

comparación con la ecuación de Weymouth o las ecuaciones de Panhandle. (4)

La ecuación de Oliphant se publicó por primera vez en 1909. Esta ecuación es la más

antigua de las ecuaciones de gas usadas en general. Se utiliza para flujo de gas entre

vacío y 100 psi. Su forma es la siguiente: (4)

( )Q d dP

TT

P PLb

b= ⋅ ⋅ +⎛⎝⎜

⎞⎠⎟ ⋅⎛⎝⎜

⎞⎠⎟ ⋅⎛⎝⎜

⎞⎠⎟⋅⎛⎝⎜

⎞⎠⎟ ⋅⎛⎝⎜

⎞⎠⎟⋅

−⎛⎝⎜

⎞⎠⎟

⎡

⎣⎢

⎤

⎦⎥42 24

3014 4

5200 6 5202 5

312

22 1 2

,

/, ,

'γ (47)

La fórmula de Spitzglass para flujos de gas por debajo de 1 psig a 60°F es:

( ) ( )Q

P P d

Ld

d= ⋅ ⋅

⋅ − ⋅

⋅ ⋅ + + ⋅⎛⎝⎜

⎞⎠⎟

⎡

⎣

⎢⎢⎢⎢

⎤

⎦

⎥⎥⎥⎥

24 35500 03613

1 3 6 0 03

1 25,

, ,γ (48)

PPrreessiióónn eessttááttiiccaa ((ccaabbeezzaall)) eenn llíínneeaass ddee fflluujjoo

Las ecuaciones mostradas se basan sobre la suposición de que la línea es horizontal,

es decir, que no hay un cambio de energía potencial que afecte a P1 y P2. Actualmente

las líneas pueden presentar cierto grado de inclinación, es decir, los puntos aguas arriba y

aguas abajo tienen diferente elevación. (4)

Para flujo en una sola fase se pueden realizar algunas correcciones para la elevación

relativa entre los puntos (1) y (2). Antes de utilizar las ecuaciones respectivas se debe

corregir P1 ó P2 para convertir la caída de presión (ΔP ) como si ésta hubiese ocurrido en

una línea horizontal. (4)

En virtud de que el gas es incompresible y la temperatura varía, se pueden utilizar

muchos modelos. La ecuación más simple utiliza una temperatura promedio y el factor de

compresibilidad, ignorando los cambios de energía cinética y asumiendo el factor de

fricción constante. Bajo estas asunciones, de las ecuaciones de energía básica, se deriva

la siguiente expresión: (4)

ΔHA T Z

PPm m

⋅⋅ ⋅

=⎛⎝⎜

⎞⎠⎟

γln 1

2

(49)

Donde A es una constante, cuyo valor es 53,34. (4)

22..1199..1111.. FFLLUUJJOO MMUULLTTIIFFÀÀSSIICCOO EENN TTUUBBEERRÍÍAASS

CCoorrrreellaacciióónn ddee BBeeggggss yy BBrriillll

La correlación de Beggs y Brill fue publicada en 1973 y se desarrolló a partir de datos

experimentales obtenidos de una escala pequeña de ensayos. Las facilidades

consistían de secciones de tuberías acrílicas de 1 y 1,5 pulgadas de diámetro y 90 pies de

longitud. Las tuberías podían inclinarse en un ángulo cualquiera. Los parámetros

estudiados y sus rangos de variación fueron: el flujo de gas (0 a 300 MPCED), el flujo de

líquido (0 a 30 gal/min), la presión promedio del sistema (35 a 95 psia), el diámetro de la

tubería (1 y 1,5 pulgadas), el holdup de líquido (0 a 0,87), el gradiente de presión (0 a 0,8

psi/ft), ángulo de inclinación (-90 a +90) y el patrón de flujo horizontal. Los fluidos usados

fueron agua y aire.(5)

Para cada diámetro de tubería, se variaron los flujos de gas y líquido y se observaron

todos los patrones de flujo para tubería horizontal. Después se seleccionaron flujos

particulares y se varió el ángulo de inclinación hasta que se observó el efecto del ángulo

sobre el holdup y el gradiente de presión. El holdup y el gradiente de presión

fueron medidos para ángulos de 0, 5, 10, 15, 20, 35, 55, 75 y 90 grados. Las

correlaciones fueron desarrolladas con 584 ensayos medidos. (5)

Se presentaron diferentes correlaciones para holdup de líquido para cada régimen de

flujo horizontal. El holdup de líquido que podría existir si la tubería fuera horizontal se

calculó y se realizó una corrección para tuberías con ángulos de inclinación. El máximo

holdup fue encontrado a +50 grados y el mínimo a -50 grados. El patrón de flujo original

fue modificado para incluir el deslizamiento en la zona de transición entre el régimen de

flujo segregado y el intermitente. (5)

La ecuación del gradiente de presión se expresa como sigue.

pgvv

dgvGf

sing

g

zp

c

sgmtp

c

mmtp

c

tp

ρ

θρ

−

+=

ΔΔ

1

2 (50)

Donde:

θsin = 0 para flujo horizontal

)1( LgLLtp HH −+= ρρρ (51) tpρ : densidad con deslizamiento de líquido.

cFR

b

L NaOH λ

=)( (52) LH : Holdup de líquido

Donde a, b y c se determinan para cada patrón de flujo de la tabla:

Patrón de flujo: a B c

Segregado 0,98 0,4846 0,0868

Intermitente 0,845 0,5351 0,0173

Distribuido 1,065 0,5824 0,0609

Tabla N° 1 Patrón de flujo I.

cFR

b

L NaOH λ

=)( (53)

gL

L

qqq+

=λ (54)

λ : contenido (holdup) de líquido sin deslizamiento.

gL qq , : flujo de gas y líquido en sitio (ft3/sec)

)(1049,6 5wwooL BqBqxq += − (55)

p

TRRqZxq sog

g

)460)((1027,3 7 +−=

−

(56)

:, pT Temperatura y presión promedio.

swo RBB ,, : se obtiene de las correlaciones PVT apropiadas.

gdv

N mFR

2

= (57) FRN : Número de Froude

sgsLm vvv += (58) mv : velocidad de la mezcla (ft/seg)

p

LsL A

qv = (59) sLv : velocidad superficial de lìquido (ft/seg)

p

gsg A

qv = (60) sgv : velocidad superficial de gas (ft/seg)

4

2dApπ

= (61) pA : área transversal (ft2), d: diámetro interno (ft)

gLm GGG += (62) :,, gLm GGG lbm/(sec.ft2)

sLLL vG ρ= (63)

sggg vG ρ= (64)

nss

tp fef = (65) :tpf factor de fricción de las dos fases.

[ ] [ ]{ }42 )ln(1853,0)ln(8725,0)ln(182,30523,0)ln(

yyyys

+−+−= (66)

[ ]2θλ

LHy = (67) θ : ángulo de inclinación de la tubería.

32,0

5,00056,0RE

ns Nf += (68) nsf : factor de fricción sin deslizamiento.

m

mRE

dGN

μ= (69)

[ ])1(1072,6 4 λμλμμ −+= −gLm x (70) mμ : viscosidad de la mezcla.

wwooL ff μμμ += (71) Lμ : viscosidad de la mezcla.

wog μμμ ,, : Se calculan a través de las correlaciones PVT.

Cálculo de Holdup de líquido para tuberías inclinadas:

ψθ )()( OHH LL = (72)

[ ])8,1(sin333,0)8,1sin(1 3 θθψ −+= C (73)

Donde θ es el ángulo de inclinación de la tubería.

d, e, f y g se determinan de la siguiente tabla para cada condición:

Patrón de Flujo D e f g

Segregado con inclinación hacia arriba 0,011 -3,768 3,539 -1,614

Intermitente con inclinación hacia arriba 2,96 0,305 -0,4473 0,0978

Distribuido con inclinación hacia arriba Sin

correlación

Sin

correlación

C = 0 C = 0

Todos los patrones de Flujo con inclinación

hacia abajo

4,70 -0,3692 0,1244 -0,5056

Tabla N° 2 Patrón de flujo II.

25,0

938,1 ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

L

LsLLV vN

σρ

(74)

wwooL ff σσσ += (75)

wo σσ , se obtienen de análisis PVT o correlaciones apropiadas.

CCoorrrreellaacciióónn ddee DDuukklleerr

El trabajo de Dukler fue publicado en 1964. Presentó dos correlaciones para flujo

Multifàsico horizontal. La primera no considera que existe deslizamiento entre las

fases y supone flujo homogéneo (Caso I). La segunda correlación considera que

existe deslizamiento entre las fases (Caso II). Ninguno de los casos toma en cuenta

los regímenes de flujo. Para este estudio consideramos el Caso II. (6)

221 PPP +

= (76)

Donde:

P : Presión promedio.

1P : Presión aguas arriba.

2P : Presión aguas abajo.

8640061,5 oL

LBq

q = (77)

ZTT

PPRGORq

qsc

SCsLg 86400

)( −= (78)

ZBR os ,, se obtienen a P y T .

g

g

L

L

L

L

gL

L

ww

w

qqq

ρρ

ρλ

+=

+= (79)

o

sgLL B

R61,5

0764,04,62 γγρ

+= (80)

ZTT

PP sc

scgg

10764,0 γρ = (81)

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

+=

4

)(144

2d

qqv gL

m π (82) d : diámetro interno en pulgadas.

)1( λμλμμ −+= gLTP (83)

Se supone un valor para el holdup de líquido:

( )( )⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

−−

+⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

Lg

LLTP HH 1

1 22 λρλρρ (84)

TP

TPmTPRE

dvN

μρ

=)( (85)

( )( ) 32,0

125,000140,0TPRE

o Nf += (86)

oo

TPTP f

fff = (87)

o

TP

ff

:

Para calcular las pérdidas por fricción:

dgvLf

Pc

mTPTPfriccion 12

2 2ρ=Δ (87)

Donde:

L: ft

mv : ft/seg

TPρ :lbm/ft3

d : in.

Para calcular la caída de presión por aceleración:

( ) ( ) θρρρρ

cos11144

1 2222

2⎪⎭

⎪⎬⎫

⎪⎩

⎪⎨⎧

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡+

−−

⎥⎥⎦

⎤

⎢⎢⎣

⎡+

−=Δ

aaguasarribL

LL

L

gg

aguasabajoL

LL

L

gg

ca H

qHq

Hq

Hq

AgP (88)

θ : Ángulo de inclinación de la tubería.

La caída de presión total se expresa como:

naceleraciòfricciòntotal PPP +Δ=Δ (89)

22..1199..1122.. OOTTRRAASS EECCUUAACCIIOONNEESS

Una de las limitaciones en el uso de la ecuación de compresibilidad para describir el

comportamiento de los gases es que el factor de compresibilidad no es constante, y por

tanto, las manipulaciones matemáticas no pueden hacerse directamente, sino que deben

ser resueltas mediante técnicas gráficas o numéricas. La mayoría de las otras

ecuaciones de estado comúnmente utilizadas fueron ideadas para que los factores de

corrección, los cuales corrigen la ley del gas ideal para la no-idealidad, puedan ser

asumidos constantes, permitiendo además que dichas ecuaciones puedan ser utilizadas

en cálculos matemáticos que involucren diferenciación o integración.

EEccuuaacciióónn ddee RReeddlliicchh--KKwwoonngg,, ((RRKK))

Se basa en la ecuación de Van der Waals y tiene la ventaja de una forma analítica

simple la cual permite la solución directa para la densidad a la presión y temperatura

especificada. En la ecuación se utilizan dos parámetros para cada componente en la

mezcla, lo cual permite al principio evaluar los parámetros a ser determinados desde las

propiedades críticas. La ecuación original es: (7)

( )p RT

V ba

V V b TM M M

=−

−⋅ + ⋅ 0 5. (90)

Donde:

aC R T

pa c

c

=2 2 5.

(91)

bC RT

pb c

c

= (92)

del mismo modo Ca = 0 42748. y Cb = 0 08664. .

Para simplificar los cálculos con la ecuación de RK, especialmente para aplicaciones

en mezclas, otras constantes se definen como: (4)

5.0

5.2

5.25.0

5.22 ⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛⋅⋅

=⎟⎠⎞

⎜⎝⎛

⋅=

TpTC

TRaA

c

ca (93)

B bRT

C Tp T

b c

c

= =⋅⋅

'

(94)

((RRKK))EEccuuaacciióónn ddee SSooaavvee RReeddlliicchh KKwwoonngg

La ecuación de estado de Soave Redlich Kwong es una modificación de la ecuación

de Redlich Kwong y fue publicada por Georgi Soave en 1972. (7)

Soave reemplazó el termino a/ 5.0T , con un término más general dependiente de la

temperatura a(T). La expresión modificada es la siguiente: (7)

( )bVVaT

bVRTP

MMM +⋅−

−= (95)

Donde:

∑=i

xibib (96)

PciTciRbi /..08664.0= (97)

Tci, Pci = temperatura y presión crítica del componente i.

a.T=∑∑ −i j

kijaiajxjxi )1()(. 5.0 (98)

iaciai ∝= (99)

PciTciRaci /).(42747.0 2= (100)

[ ]25.0 )1(1( Tcimii −+=∝ (101)

2.176.0.574.1480.0 iimi ωω −+= (102)

=iω Factor acéntrico del componente i.

=kij Constante de interacción binaria para el componente i y j.

La introducción del término ∝ fue un intento para mejorar la predicción de la presión

de vapor de los componentes puros. La combinación de la fórmula para el cálculo de a.T

con la introducción del término kij se inventó para mejorar la predicción de las

propiedades de la mezcla. (7)

La ecuación usada por Soave para predecir las propiedades de la mezcla tiene dos

objetivos. Primero, se toma en cuenta el factor acéntrico para predecir la presión de vapor

de cada componente con precisión. En segundo lugar, el término kij se determina a partir

de datos experimentales para sistemas binarios con componentes i y j tal que permite

encontrar la fase de equilibrio. (7)

Los simuladores contienen correlaciones de kij para sistemas de hidrocarburos, N2,

H2S y CO2. (7)

Los valores de la constante de equilibrio (K ) de la ecuación de SRK se usan para

calcular entalpías, entropías y densidades de las fases liquida y vapor. La predicción de la

densidad de la fase liquida no es muy exacta y se utiliza el método API por defecto

cuando se selecciona este método. (7)

RReeggllaass ppaarraa ssuu aapplliiccaacciióónn

Se puede utilizar en todos los procesos de hidrocarburos ligeros tales como:

procesamiento del gas natural, en procesos finales de componentes ligeros en refinerías y

plantas de gas.

Esta ecuación se creó para dar buenas predicciones en mezclas de hidrocarburos no

polares, no así para mezclas polares. (7)

Este método no es muy exacto para sistemas ricos en hidrógeno, debido a que el

comportamiento de la fase de hidrógeno se aproxima por modificación del factor

acéntrico. Otros métodos con modificación de la ecuación de ∝ con reglas de mezclas

más avanzadas dan mejores predicciones para hidrógeno que la SRK. (7)

AAPPII El método API se puede usar para predecir la densidad de los líquidos a las

condiciones de flujo. La densidad estándar de líquidos se calcula a 60ºF usando el peso

promedio de la densidad del componente. La temperatura y presión reducida de la mezcla

se calcula por la regla de Kay a 60ºF y 14,696 psia y se utilizan para determinar el factor

de densidad C del Manual Técnico API. Se determina un segundo factor a la temperatura

y presión fluyendo para la mezcla y la densidad se calcula como sigue: (7)

)/.( 60,60, FTPFTP CCρρ = (103)

El método debe ser aplicado para sistemas de hidrocarburos donde la temperatura

reducida sea menor que 1.

EEccuuaacciióónn ddee PPeenngg RRoobbiinnssoonn

La ecuación de estado de Peng Robinson es una modificación de la ecuación de

Redlich Kwong y fue publicada por Peng y Robinson en 1976. Es similar a la ecuación de

Soave Redlich Kwong en muchos aspectos y fue diseñada para mejorar las predicciones

de la densidad de líquidos por el método de SRK. Al igual que la ecuación de SRK el

término 5.0/ Ta se reemplazó por un término más general dependiente de la temperatura

a(T). La expresión es la siguiente: (7)

( )[ ])()( bVbbVVaT

bVRTP

−++⋅−

−= (104)

Donde:

∑=i

xibib

PciTciRbi /..07780.0= (105)

Tci, Pci = temperatura y presión crítica del componente i.

a.T=∑∑ −i j

kijaiajxjxi )1()(. 5.0

iaciai ∝=

PciTciRaci /).(45724.0 2= (106)

[ ]25.0 )1(1( Tcinii −+=∝ (107)

226992.0.574226.137464.0 iini ωω −+= (108)

=iω Factor acéntrico del componente i.

=kij Constante de interacción binaria para el componente i y j.

La introducción del término ∝ fue un intento para mejorar la predicción de la presión de

vapor de los componentes puros. La combinación de la formula para el cálculo de a. T con

la introducción del término kij se inventó para mejorar la predicción de las propiedades

de la mezcla. (7)

La ecuación usada por Peng Robinson para predecir las propiedades de la mezcla tiene

dos objetivos. Primero, se toma en cuenta el factor acéntrico lo cual predice la presión de

vapor de cada componente con precisión. En segundo lugar, el término kij se determina a

partir de datos experimentales para sistemas binarios con componentes i y j tal que

permite encontrar la fase de equilibrio. (7)

Los valores de la constante de equilibrio (K) de la ecuación de PR se usan para calcular

entalpías, entropías y densidades de las fases liquida y vapor. La predicción de la

densidad de la fase liquida no es muy exacta y se utiliza el método API por defecto

cuando se selecciona este método. (7)


Se puede utilizar en todos los procesos de hidrocarburos ligeros tales como:

procesamiento del gas natural, en procesos finales de componentes ligeros en refinerías y

plantas de gas.

Esta ecuación ha sido creada para dar buenas predicciones en mezclas de

hidrocarburos no polares, no así para mezclas polares. (7)

Este método no es muy exacto para sistemas ricos en hidrógeno, debido a que el

comportamiento de la fase de hidrógeno es aproximado por modificación del factor

acéntrico. Otros métodos con modificación de la ecuación de ∝ reglas de mezclas más

avanzadas dan mejores predicciones para hidrógeno que la ecuación de Peng Robinson.

(7)

EEccuuaacciióónn ddee BBeenneeddiicctt--WWeebbbb--RRuubbbbiinn ((BBWWRR))::

La ecuación original de Benedict-Webb-Rubbin es una modificación de la ecuación

presentada por Beattie y Bridgeman y fue propuesta en 1940 para predecir las

propiedades de líquido y vapor a altas temperaturas y correlacionar equilibrios vapor-

líquido de mezclas de hidrocarburos ligeros. Utiliza ocho constantes empíricas para cada

componente en una mezcla con una temperatura tabulada dependiente de uno de los

parámetros para mejorar el ajuste de los datos de presión de vapor. Dicha ecuación se

expresa como: (7)

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛

⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛+++

−+

−−+=

2

222632

2

1)()/( mV

mmmmm

ooo

m VVTc

Va

VabRT

VTCARTB

VRTP

γ

γα (109)

Los parámetros B0, A0, C0, a, b, c, α y γ son constantes para componentes

puros y son funciones de composiciones de mezclas. Esas constantes pueden ser

combinadas para usarse con mezclas de gases de acuerdo a la siguiente regla de

mezcla: (7)

( )A y Aj j0 01 2 2

= ∑ / (110)

∑= jjo ByB 0 (111)

( )C y Cj oj0

1 22

= ∑ / (112)

( )a y aj j= ∑ 1 3 3/ (113)

( )b y bi j= ∑ 1 3 3/ (114)

( )c y ci j= ∑ 1 3 3/ (115)

( )α α= ∑ yi j1 3 3/ (116)

( )γ γ= ∑ yi i1 2 2/ (117)

Dentro de las limitaciones que presenta esta ecuación se tiene que es razonablemente

exacta para mezclas de parafinas livianas a temperaturas reducidas de 0,6 y mayores

puede ser usada para calcular propiedades termodinámica de mezcla de gas natural por

encima de 0°F o sistemas de crudos pesados a altas temperaturas. (7)

EEccuuaacciióónn ddee BBeenneeddiicctt--WWeebbbb--RRuubbbbiinn SSttaarrlliinngg ((BBWWRRSS))

La ecuación de Benedict-Webb-Rubbin fue modificada por Starling en 1973, de la

siguiente forma:

( ) )exp()1(/)/(/// 222362432 τρτρρρρρ −++−−+−+−+= TcTdabRTTETDTCARTBRTP OOOOO (1

18)

Los once parámetros para componentes puros ( .),, etcBA OO son funciones

generalizadas del factor acéntrico, temperatura crítica y densidad crítica. La regla de

mezclas para los once parámetros es análoga a las reglas de mezclas utilizadas para

BWR. Los Parámetros de interacción binaria individual de BWRS están incluidos dentro

de la regla de fases. Esta ecuación puede predecir muy bien las propiedades de los

componentes puros para hidrocarburos ligeros cuando los datos experimentales cubren

los rangos enteros disponibles. BWRS es capaz de predecir los valores de K de las

parafinas livianas a temperaturas criogénicas. (7)

Dentro de las limitaciones de esta ecuación, se tiene que: (7)

♦ Dado que la ecuación es generalizada en términos de temperatura crítica, densidad

crítica y factor acéntrico, tiene dificultades para predecir las propiedades de

hidrocarburos pesados y sistemas polares.

♦ La ecuación BWS no arroja buenos resultados en la región crítica y supercrítica.

♦ BWRS es menos predictiva que las ecuaciones cúbicas de estado para cálculos de

mezclas, por lo que en estas zonas se recomienda utilizar ecuaciones cúbicas.

♦ A diferencia de las ecuaciones cúbicas de estado, BWRS no puede ser resuelta

analíticamente y normalmente requiere más tiempo en el CPU.


Con excepción de crudos o sistemas de crudos muy pesados, tiene muy buenos

resultados para el cálculo de todas las propiedades termodinámicas en operaciones con

gas.

• Predicciones de Valores de K

El valor de K es la propiedad termodinámica más importante que debe ser estimada en

análisis de ingeniería o sistemas de procesos. No solamente porque determinan la

composición de las fases del sistema y velocidades de flujo, sino que también afectan

todas las otras propiedades del sistema. (8)

• Valores de K y Ecuaciones de Estado Las ecuaciones de estado son expresiones matemáticas que relacionan la presión

de un fluido con su densidad, temperatura y composición. En general, todas las

ecuaciones de estado contienen varios parámetros ajustables que caracterizan las

diferentes especies químicas en el fluido. Estos parámetros se determinan por

pruebas tan precisas como sea posible donde se obtienen datos medidos

experimentalmente y una vez obtenida la ecuación de estado se pueden calcular

valores de K, densidad y entalpía. (8)

Los valores de K en las ecuaciones de estado se resuelven por un complejo número de

ecuaciones basadas en que la fugacidad de cada componente en una mezcla es igual en

ambas fases, vapor y líquido.(8)

( ) ( )iv

iil

i YPTfXPTf ,,,, = (119)

Donde: v

il

i ff , : Fugacidad de las fases de líquido y vapor respectivamente.

T : Temperatura de l sistema

P : Presión del Sistema

iX : Fracción molar de la fase líquida

iY : Fracción molar de la fase de vapor.

Una vez que se resuelve el conjunto de ecuaciones los valores de K de cada componente

se calculan como:

i

ii X

YK = (120)

La exactitud de los valores de K dependerá de la exactitud de la ecuación de estado que

se utilice.

• Cálculo de la Constante de Equilibrio (K) Los valores de K tabulados frecuentemente se encuentran en forma gráfica como ln K

vs. ln p a varias temperaturas y para diferentes composiciones o presiones de

convergencia. Este tipo de datos de K se usa para realizar cálculos manuales donde no

se considera el efecto de la composición. Sin embargo, estos cálculos simples se aplican

a un gran número de procesos encontrados en operaciones con gas.(8)

• Métodos utilizados en procesos de Gas para calcular la Constante de Equilibrio

1957 NGAA Gráficas de Presión de Convergencia

Estas gráficas incluyen todos los componentes desde el metano hasta el n-decano y son

válidas para temperaturas de -60°F a 400°F y presiones desde 10 psia hasta la presión de

convergencia. Hay una gráfica para cada componente a presiones de convergencia de

600, 800, 1000, 2000, 3000, 4000, 5000, 10000 y 20000 psia. La presión de convergencia

es un valor que se intenta conocer para la dependencia composicional con K.(8)

Gráficas de Humble - Fluor Estas figuras presentan valores de K desde el metano hasta el n-hexano a

temperaturas desde -10 a 110°F y presiones de 15 a 2000 psia. Estos datos son una

recopilación de datos experimentales para componentes del gas natural en contacto con

derivados de crudo. (8)

Gráficas de Katz Este grupo de datos fue obtenido para gases naturales en contacto con crudo. Se

obtiene valores de K desde el metano hasta el n-hexano para temperaturas comprendidas

entre 40 a 200°F y presiones desde 5 a 3000 psia.(8)

Gráficas de Stone - Webster Presenta valores de K desde el metano hasta el n-octano a temperaturas desde 0°F a

600°F y presiones desde 15 a 600 psia. Estos datos fueron medidos para sistemas que

contienen gas natural en contacto con líquidos de la gasolina natural. Generalmente se

aplica a mezclas que contengan componentes ligeros y moderadamente pesados de

hidrocarburos, tales como los que ocurren en desmetanizadoras de crudo rico o pobre. (8)

Datos Kohn para el Metano

Este grupo de datos fue medido desde el metano hasta el n-heptano a temperaturas

desde -40 a 40°F y presiones desde 500 a 1500 psia, aunque sólo son válidos para el

metano, ha sido usado con éxito en absorbedores de derivados de crudo. Estos datos son

mostrados en la Tabla Nº 3. (8)

Presión (psia)

Temperatura (°F)

-40 -20 0 20 40

500 4,02 4,39 4,78 5,21 5,75

800 2,73 2,98 3,21 3,47 3,79

1000 2,26 2,49 2,71 2,92 3,14

1200 1,99 2,19 2,37 2,54 2,69

1500 1,73 1,90 2,04 2,16 2,27

Tabla N° 3. Constantes de equilibrio para el C1 KOHN.

K para componentes pesados

Estos cálculos se realizan de forma siguiente:

bmBK +=ln (121)

Donde:

[ ]⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −

⎟⎠⎞

⎜⎝⎛ −

=TcT

TcTb

PcB 1111

7,14/ln (122)

Tb : punto de ebullición normal (°R)

Pc : Presión crítica (psia)

Tc : Temperatura Crítica (°R)

b : intercepto

m : pendiente

m y b se calculan como la pendiente y el intercepto de los componentes ligeros y de la

ecuación (24) para todas las temperaturas de interés. (8)

22..2200.. ÍÍNNDDIICCEESS DDEE CCOOSSTTOOSS

La mayoría de los datos de costo disponibles para uso inmediato en estimados

preliminares o de prediseño, se basan en un tiempo dado en el pasado. Puesto que los

precios pueden cambiar considerablemente con el tiempo, debido a cambios en las

condiciones económicas, se deben usar algunos métodos para actualizar los datos de

costos en relación a costos anteriores y obtener costos que sean representativos de

condiciones económicas posteriores. Esto puede hacerse mediante el uso de los índices

de costos.

Un índice de costo es simplemente un valor para un momento dado en el tiempo, que

muestra el costo relativo a cierta base del tiempo. Si se conoce el costo para un tiempo

dado en el pasado, el costo equivalente en el presente puede determinarse multiplicando

el costo original por la relación del índice de costos presente entre el valor del índice de

costos aplicable cuando se obtuvo el costo original, elevando esta relación a un

exponente característico que depende del equipo, material, planta, etc. Al que se va a

estimar el costo (Anexo N° 3),sin embargo para los casos en los cuales no se tenga

información del exponente se recomienda un valor de 0,6 en forma general. (9)

n

ICOICPCOCP ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛= (123)

Donde:

CP: Costo Presente

CO: Costo Original

ICP: Índice de Costo Presente

ICO: Índice de Costos Original

n. Valor dependiente del equipo o planta a estimar.

Los índices de costos se pueden usar para dar una estimación general, pero no para el

cálculo de todos los factores; tal como los de tecnología avanzada o condiciones locales.

De Los índices de costos comunes permiten estimados aproximados si el período de

tiempo involucrado es menor de 10 años. (9)

22..2211.. IINNDDIICCAADDOORREESS DDIINNAAMMIICCOOSS

Consideran el valor del dinero en el tiempo.

La incorporación del variable tiempo para el cálculo de los indicadores dinámicos permitirá

analizar, en forma más exacta, el comportamiento de los flujos de caja de los modelos

financieros. (10)

22..2211..11.. VVaalloorr pprreesseennttee nneettoo ((VVPPNN))

Este indicador se conoce también como el flujo total de caja descontado, valor capital

de la inversión, valor actual neto, entre otros. Se entiende por valor presente neto (VPN)

el valor actual de todos los rendimientos futuros esperados, es decir; la suma de todos los

flujos anuales descontados al año base: (10)

Matemáticamente; puede expresarse de la siguiente manera:

( )( )

n

nn

nnn

TdCTITA

AVPN ∑= +

−+−+−=

1

1 1o (124)

Donde:

A: Inversiones

IT: Ingresos totales

CT: Costos totales

22..2211..22.. TTaassaa iinntteerrnnaa ddee rreettoorrnnoo ((TTIIRR))

Se denomina tasa interna de retorno a la tasa de interés promedio que iguala el valor

presente de un flujo de ingresos y gastos con la inversión inicial.

Este indicador representa el interés compuesto promedio al cual se revierten los

excedentes de tesorería de un proyecto, independientemente del costo de capital de la

empresa. A este indicador se le conoce como también como eficiencia marginal de la

inversión.

La TIR se utiliza cuando se desea obtener una indicación porcentual del rendimiento

del proyecto que permita compararlo con el rendimiento de otros proyectos o instrumentos

financieros. (10)

Partiendo de la definición anterior y utilizarlo la fórmula (124) para el cálculo del VPN

tenemos:

( )( )

01

1

1

=+

−+−+−= ∑

=

n

nn

nnn

TIRCTITA

AVPN o (125)

Donde:

TIR: Tasa interna de retorno

Para que un proyecto pueda considerarse atractivo utilizando el método de la TIR, el

resultado de este indicador debe superar la tasa mínima de rendimiento que la tenga la

empresa o exigida para el proyecto. (10)

22..2211..33.. EEffiicciieenncciiaa ddee llaa iinnvveerrssiióónn ((EEII))

Se define por eficiencia de la inversión la rentabilidad que se obtiene, en términos

reales, por cada unidad monetaria invertida. (10)

La fórmula que la representa es la siguiente:

1)(+=

AVPNVPN

EI gen (126)

Donde:

EI: Eficiencia de la inversión

nIT : Ingresos totales

nCT : Costos totales

VP(A): Valor presente de la inversión total

genVPN : Valor presente neto generado por el proyecto

CCAAPPÍÍTTUULLOO IIIIII

MMAARRCCOO MMEETTOODDOOLLÓÓGGIICCOO

33..11.. TTIIPPOO DDEE IINNVVEESSTTIIGGAACCIIÓÓNN

Según el tipo de datos recolectados la investigación atenderá a las especificaciones

de un estudio Descriptivo – Explicativo, ya que se describen los procesos de extracción de

líquidos, compresión así como también de la mejor disposición de los líquidos obtenidos

en la Unidad de Explotación Lagocinco y se determinan escenarios con posibles

soluciones de acuerdo a los diferentes eventos que se puedan presentar en dichos

procesos tanto en la situación actual como según plan de negocios PDVSA 2007-2017.

33..22.. MMEETTOODDOOLLOOGGÍÍAA YY PPRROOCCEEDDIIMMIIEENNTTOOSS EEMMPPLLEEAADDOOSS A continuación se presenta la metodología y procedimientos con el fin de alcanzar

los objetivos planteados anteriormente:

33..22..11.. RREECCOOPPIILLAACCIIÓÓNN DDEE LLAA IINNFFOORRMMAACCIIÓÓNN Inicialmente se comenzó con la recopilación de la data del sistema de extracción

actual, y el sistema de compresión de la Unidad de Explotación Lagocinco, esta

información incluye: valores de presión, temperatura, y flujo Volumétrico en cada una de

las etapas de compresión, desde la primera etapa hasta la tercera etapa, el flujo de gas

combustible de las plantas compresoras 5Gas5 y PC-7.

Adicionalmente se tomaron valores de presión, temperatura y flujo en distintos puntos de

la planta extracción Lamarliquido, a continuación se indican los puntos: succión separador

95-16 (succión de la segunda etapa de compresión), preenfriadores 41-1, 41-2, 41-3,

chiller 41-4 (entrada/salida), 41-5 (entrada/salida), separador 95-9 (entrada/salida),

separador 95-10 (entrada/salida), alimentación estabilizadora 95-1(entrada), producto

tope estabilizadora 95-1 (salida), producto fondo separador 95-10 (salida), volumen de

gas producido por estación de flujo.

También se tomaron las cromatografías en la succión, combustible y descarga de las

plantas compresoras 5Gas5 y PC-7 y de la planta de extracción de Lamarliquido,

intercambiadores de calor, separadores trifásico, datos de proceso de la torre

desetanizadora, tasas de inyección de glicol, entre otros; se consulto a trabajos técnicos

relacionados con el tema realizados con anterioridad y la bibliografía necesaria para la

realización del trabajo de grado y el manejo de los simuladores. Se revisaron Manuales y

Diagramas de Planta para conocer la disposición y configuración de los equipos y

especificaciones técnicas de cada etapa de compresión y de la planta de extracción de

líquido Lamarlíquido, así como las variables de diseño de las Plantas, esquemáticos del

sistema de disposición de los líquidos del gas natural (LGN) (Lama/ Lamarlíquido /Planta

de Fraccionamiento Bajo Grande).

Pasos previos al estudio de las alternativas: Para el estudio de las alternativas se realizaron varios pasos previos, entre los

cuales se tienen:

Características y condiciones de operación del Gas total: Se recaudó

información de la caracterización del gas por medio análisis cromatogràficos

hasta el C10 de las muestras de gas en la succión, combustible y descarga de

las Plantas Compresoras, 5Gas5 y PC-7 y la Planta de extracción Lamarlíquido.

Se realizaron los cálculos para la determinación del contenido de agua en el gas

de alimentación.

Se tomaron datos de variables de procesos en campo (volumen, presión y

temperatura) en las plantas compresoras y planta de extracción Lamarliquido.

Selección de la ecuación de estado general seleccionada fue la de Soave

Redlich Kwong (SRK) por ser una de las ecuaciones que mejor predice las

propiedades termofísicas de los hidrocarburos, es utilizable en un amplio rango

de presiones y temperaturas, posee solo tres parámetros ajustables, lo que

facilita cuantiosamente el cálculo de las propiedades de mezclas

multicomponentes, y se encuentra presente en la mayoría de los simuladores

existentes.

Se obtuvieron los valores del gas de formación, gas total a partir de data de

estadísticas y producción de líquidos del gas natural (LGN) de la Planta

Lamarlíquido en los últimos años de la Unidad explotación Lagocinco.

Se compararon los datos de diseño y los datos de las estadísticas la Gerencia

de Medición y Manejo de Gas, para descartar que algunas de los valores

estuviesen errados.

Se obtuvo de la Gerencia de Infraestructura de Gas Asociado la producción de

gas natural de la Unidad de explotación Lagocinco según Plan de Negocios

2007-2017.

Se obtuvieron data de la producción de Líquidos del gas natural (LGN) de las

plantas Lamarlíquido y Lamaproceso hacia Planta de Fraccionamiento Bajo

Grande. Se visito la planta Fraccionamiento de Bajo Grande, se buscó

diagramas de la planta y el sistema de disposición desde las plantas de

extracción Lamarlíquido y Lamaproceso hasta la planta de fraccionamiento, se

comparó las condiciones de proceso actual con la data de diseño.

En la siguiente tabla se observa la capacidad nominal de las plantas compresoras

pertenecientes a la Unidad de Explotación Lagocinco.

Tabla N° 4. Capacidad nominal de las plantas compresoras.

Es importante destacar, que las plantas compresoras Lamargas y 5GAS2 se encuentra

desmantelada y la planta compresora 5GAS3 se encuentra fuera de servicio, en espera

de turbina en la actualidad. Por lo que solo se tiene una capacidad disponible de 355

MMPCED.

Tabla N° 5. Volumen de la Unidad Lagocinco según Plan de Negocios 2007-2017.

PLANTAS Capacidad de baja (MMPCED) Capacidad de alta (MMPCED)Porta VII 90

5 BOOSTERGAS 150LAMARGAS 120

5GAS2 505GAS3 1155GAS4 1205GAS5 120TOTAL 240 525

CAPACIDAD DE PLANTAS COMPRESORAS ACTUAL

GAS TOTAL VOLUMEN (MMPCED)GAS TOTAL BAJA 550GAS TOTAL ALTA 40

TOTAL 590

VOLUMEN MÁXIMO QUE MANEJARA LA UNIDAD DE EXPLOTACÓN LAGOCINCO SEGÚN PLAN DE NEGOCIOS 2007-2017

Tabla N° 6. Volumen de la Unidad Lagocinco en la Actualidad.

GAS TOTAL (MMPCED) VOLUMEN (MMPCED) GAS DE FORMACIÓN (MMPCED) GAS LIFT (MMPCED)GAS TOTAL BAJA 200GAS TOTAL ALTA 40

TOTAL 240

VOLUMEN MÁXIMO MANEJADO POR LA UNIDAD DE EXPLOTACÓN LAGOCINCO EN LA ACTUALIDAD

40 200

Figura N° 10. Plan de Negocios 2007-2017 y las capacidades nominales de plantas.

142121

98837876727067

157

62

433406

377

336

286248236226217211206

590548

498

434

369

326312299287

278268

0

100

200

300

400

500

600

700

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017

TIEMPO

MM

PCED

GF LAG GAS TOTAL

CAP. EXTRACCIÓN NOMINAL:. 160 MMPCED

CAPACIDAD COMPRESIÓN NOMINAL DE ALTA:. 525 MMPCED

CAPACIDAD COMPRESIÓN DISPONIBLE DE ALTA:. 355 MMPCED

142121

98837876727067

157

62

433406

377

336

286248236226217211206

590548

498

434

369

326312299287

278268

0

100

200

300

400

500

600

700

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017

TIEMPO

MM

PCED

GF LAG GAS TOTAL


CAPACIDAD COMPRESIÓN NOMINAL DE ALTA:. 525 MMPCED

CAPACIDAD COMPRESIÓN DISPONIBLE DE ALTA:. 355 MMPCED

Figura N° 11. Plan de Negocios 2007-2017 de la Unidad Lagocinco.

8340335474

311734221333

235265 265 265

295 295295

380

465 465

550

590

548

498

434

369326312

299287278268

0

100

200

300

400

500

600

700

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017

TIEMPO

MM

PCED

GAS AP GAS BP GAS TOTAL

GAS DE BAJA PRESIÓN

GAS DE ALTA PRESIÓN

CAP. COMP. NOMINAL:. 525 MMPCED


CAP. COMP. NOMINAL DE BAJA: 240 MMPCED

8340335474

311734221333

235265 265 265

295 295295

380

465 465

550

590

548

498

434

369326312

299287278268

0

100

200

300

400

500

600

700

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017

TIEMPO

MM

PCED

GAS AP GAS BP GAS TOTAL

GAS DE BAJA PRESIÓN

GAS DE ALTA PRESIÓN

CAP. COMP. NOMINAL:. 525 MMPCED


CAP. COMP. NOMINAL DE BAJA: 240 MMPCED

Tabla N° 7. Cromatografía del gas de succión de la planta compresora 5Gas5.

COMPOSICIÓN %Molar

H2S 0

CO2 5.156

N2 0.166

C1 69.442

C2 13.257

C3 7.050

I-C4 1.162

n-C4 2.095

I-C5 0.563

n-C5 0.520

I-C6 0.351

C7 0.166

C8 0.060

C9 0.011

C10 0.001

Gravedad especifica 0.82

PM 23.75

GPM 3,625

Tabla N° 8. Cromatografía del gas de combustible de la planta compresora 5GAS5.

COMPOSICIÓN %Molar

H2S 0

CO2 5.224

N2 0.199

C1 70.046

C2 13.413

C3 6.860

I-C4 1.082

n-C4 1.897

I-C5 0.468

n-C5 0.418

I-C6 0.247

C7 0.103

C8 0.034

C9 0.007

C10 0.002


PM 23.39 GPM 3,326

Tabla N° 9. Cromatografía del gas de descarga de la planta compresora 5GAS5.

COMPOSICIÓN %Molar

H2S 0

CO2 5.099

N2 0.426

C1 68.338

C2 13.933

C3 7.077

I-C4 1.177

n-C4 2.124

I-C5 0.581

n-C5 0.539

I-C6 0.381

C7 0.197

C8 0.090

C9 0.028

C10 0.007

Gravedad especifica 0.83 PM 24.04

GPM 3,717

Tabla N° 10. Cromatografía del gas de Succión de la Planta Compresora PC-7.

COMPOSICIÓN %Molar

H2S 0

CO2 3.1443

N2 0.6855

C1 73.7334

C2 13.3562

C3 5.3748

I-C4 0.7947

n-C4 1.4886

I-C5 0.4046

n-C5 0.4053

I-C6 0.2636

C7 0.128

C8 0.0734

C9 0.1255

C10 0.0221


PM 22.32

GPM 3,490

Tabla N° 11. Cromatografía del gas de combustible de la planta compresora PC-7.

COMPOSICIÓN %Molar

H2S 0

CO2 5.383

N2 0.108

C1 70.375

C2 13.134

C3 6.930

I-C4 1.066

n-C4 1.900

I-C5 0.437

n-C5 0.390

I-C6 0.194

C7 0.066

C8 0.015

C9 0.002

C10 0.000


PM 23.27 GPM 3,267

Tabla N° 12. Cromatografía del gas de descarga de la planta compresora PC-7.

COMPOSICIÓN %Molar

H2S 0

CO2 5.458

N2 0.740

C1 68.868

C2 13.166

C3 7.105

I-C4 1.130

n-C4 2.042

I-C5 0.508

n-C5 0.471

I-C6 0.294

C7 0.139

C8 0.058

C9 0.016

C10 0.006


PM 23.79 GPM 3,544

Tabla N° 13. Cromatografía de gas de succión de la planta Lamarlíquido.

COMPOSICIÓN %Molar

H2S 0.000

CO2 4.6895

N2 0.27780

C1 73.671

C2 13.672

C3 4.7485

I-C4 0.69610

n-C4 1.1220

I-C5 0.34030

n-C5 0.31720

I-C6 0.23270

C7 0.10490

C8 0.034600

C9 0.0040000

C10 0.000


PM 22.04 GPM 3.512

Tabla N° 14. Punto de operación de Succión de la planta 5Gas5.

Punto de Operación

Presión (Psig) Temperatura (°F) 173 87,35

Tabla N° 15. Data para diagrama de fases de succión de la planta compresora 5Gas5.

Presión (Psig) Temperatura (°F)



0 16,17 1 1,6 1650 1530,1 16,41 198,8 39,6 1600 1529,5 28,72 401,2 49,8 1550 151

29,4 44,85 603,5 55,7 1500 15071,8 64,16 805,8 59,7 1450 148,983,6 67,95 1008,1 62,6 1400 147,7143,4 82,19 1210,4 64,9 1350 146,6204 91,79 1412,7 66,7 1300 145,4215 93,22 1615 68,2 1250 144,2

286,7 100,87 1817,4 69,5 1200 143358,3 106,39 2019,7 70,6 900 134429,9 110,44 2222 71,5 800 130,2472 112,29 2424,3 72,3 700 126,2

501,5 113,4 2626,6 73 600 121,4573,2 115,51 2828,9 73,6 500 115,9644,8 116,86 3031,3 74,1 400 109,2711,3 117,54 3233,6 74,6 300 100,7716,4 117,57 3435,9 75 200 89769,9 117,73 3638,2 75,3 100 70,3788,1 117,71 3840,5 75,7859,7 117,29 4042,8 76908,2 116,71 4245,2 76,2931,3 116,35 4447,5 76,51003 114,87 4649,8 76,7

1074,6 112,84 4852,1 76,91146,2 110,2 5054,4 771216,3 106,94 5256,7 77,21217,8 106,86 5459 77,31289,5 102,71 5661,4 77,5

Gas de Succión de la planta 5GAS5Punto Rocío Hidratos Agua

Tabla N° 15. “Continuación”.

Punto Rocío Hidratos AguaPresión (Psig) Temperatura

(°F)Presión (Psig) Temperatura


(°F)1361,1 97,47

1432,7 90,591455,7 87,881504,4 80,81569,4 62,371576 55

1576,1 53,641576 52,28

1546,1 34,151504,4 22,691473,2 16,091443,3 10,521432,7 8,681380,9 0,321361,1 -2,651303,5 -10,751289,5 -12,631217,8 -21,831188,4 -25,451146,2 -30,531074,6 -38,921031,3 -43,891003 -47,14931,3 -55,29887,3 -60,31859,7 -63,47788,1 -71,76755,9 -75,53716,4 -80,24

Gas de Succión de la planta 5GAS5


Punto Rocío Hidratos AguaPresión (Psig) Temperatura Presión (Psig) Temperatura Presión (Psig) Temperatura

644,8 -89,02636,8 -90,02573,2 -98,19529,9 -104501,5 -107,91435,2 -117,54429,9 -118,34358,3 -129,75352,7 -130,69343,2 -132,31338,5 -133,11337,4 -133,31336,8 -133,42336,6 -133,44286,7 -142,52282,6 -143,29222,8 -155,6215 -157,33173 -167,44

143,4 -175,52132,3 -178,899,4 -189,6373,2 -199,9471,8 -200,5752,6 -209,7236,4 -218,9724 -227,7

14,4 -235,937,2 -243,682,9 -249,191,1 -251,850,1 -253,350 -253,59

0,1 -259,36

1473,2 16,09Critical Point

Gas de Succión de la planta 5GAS5

Tabla N° 16. Punto de operación del gas de combustible de la planta 5Gas5.

Punto de Operación

Presión (Psig) Temperatura (°F) 450 145.16

Tabla N° 17. Data para diagrama de fases del gas de combustible la planta compresora

5Gas5.




0 15,46 1 2 1650 1530,1 15,72 198,8 40 1600 1529,5 28,71 401,2 50 1550 151

29,5 45,68 603,5 56 1500 15069,6 65,19 805,8 60 1450 14983,6 69,93 1008,1 63 1400 148139,1 84 1210,4 65 1350 147204 94,89 1412,7 67 1300 145

208,6 95,53 1615 68 1250 144278,1 103,58 1817,4 70 1200 143347,6 109,43 2019,7 71 900 134417,1 113,76 2222 71 800 130472 116,38 2424,3 72 700 126

486,6 116,99 2626,6 73 600 121556,1 119,34 2828,9 74 500 116625,6 120,94 3031,3 74 400 109695,1 121,89 3233,6 75 300 101711,3 122,03 3435,9 75 200 89764,6 122,28 3638,2 75 100 70779,9 122,29 3840,5 76834,1 122,13 4042,8 76903,6 121,47 4245,2 76908,3 121,41 4447,5 76973,1 120,31 4649,8 77

1042,6 118,66 4852,1 771112,1 116,45 5054,4 771181,6 113,64 5256,7 771216,3 112 5459 771251,1 110,17 5661,4 771320,6 105,89

Gas de Combustible de la planta 5GAS5Punto Rocío Hidratos Agua

Tabla N° 17. “ Continuación”.



Presión (Psig) Temperatura (°F)1390,1 100,51

1456,5 93,881459,6 93,511529,1 83,631582,9 69,871598,7 57,871598,8 56,491598,7 55,111584,9 43,231529,1 25,611526,9 25,091487,1 16,731459,6 11,711446,3 9,421390,1 0,531339,6 -6,71320,6 -9,291251,1 -18,311211,8 -23,181181,6 -26,821112,1 -351067,1 -40,191042,6 -42,98973,1 -50,86908 -58,24

903,6 -58,73834,1 -66,66764,6 -74,73739,5 -77,7695,1 -83,02625,6 -91,62






591,2 -96,03556,1 -100,64486,6 -110,19463,1 -113,58417,1 -120,47355,1 -130,47347,6 -131,73342,9 -132,53337 -133,56

335,5 -133,82335,1 -133,88317 -137,08

278,1 -144,34235,6 -153208,6 -158,98171,1 -168,15139,1 -176,97121,2 -182,4983,4 -195,9769,6 -201,7555,3 -208,5834,8 -220,3220 -231,239,5 -241,333,8 -248,41,4 -251,790,1 -253,750 -253,99

1487,1 16,73Critical Point


Tabla N° 18. Punto de operación del gas de succión de la planta Porta VII.

Punto de Operación


Tabla N° 19. Data para diagrama de fases del gas de Succión la planta compresora Porta

VII.




0 54,2 1 2 1650 15314,8 54,4 199 40 1600 1529,5 67 401 50 1550 151

29,4 83,3 603 56 1500 15081,2 105,2 806 60 1450 14983,6 105,9 1008 63 1400 148162,3 122,4 1210 65 1350 147204 128 1413 67 1300 145

243,4 132,2 1615 68 1250 144324,5 138,4 1817 70 1200 143405,6 142,5 2020 71 900 134472 144,6 2222 71 800 130

486,6 145 2424 72 700 126567,7 146,4 2627 73 600 121648,8 146,8 2829 74 500 116655,1 146,9 3031 74 400 109711,3 146,7 3234 75 300 101729,9 146,5 3436 75 200 89811 145,6 3638 75 100 70

892,1 144,1 3841 76973,1 141,8 4043 76

1054,9 138,9 4245 761135,3 135,4 4447 761158,6 134,2 4650 771216,4 131,2 4852 771297,5 126,2 5054 771340,3 123,2 5257 771378,6 120,3 5459 771459,6 113,1 5661 77

Gas de Succión de la planta Porta VIIPunto Rocío Hidratos Agua





1540,7 104,11621,8 91,71653,3 84,91702,9 611703,1 59,41703,1 59,21702,9 57,81660,1 34,31621,8 24,61560,5 12,81540,7 9,51459,6 -2,51442,5 -4,81415,6 -8,41395,6 -10,91385,7 -12,21378,6 -13,11357,2 -15,71313,4 -20,91297,5 -22,71263,5 -26,61216,4 -31,91192,5 -34,61135,3 -40,81091,9 -45,51054,2 -49,5973,1 -58,2959,1 -59,7892,1 -67834,2 -73,3811 -75,9

729,9 -85,1717,1 -86,6

648,8 -94,7

608,9 -99,6

567,7 -104,8

510,3 -112,4

486,6 -115,6



Presión (Psig) Temperatura Presión (Psig) Temperatura Presión (Psig) Temperatura 422 -125

405,6 -127,5

344,4 -137,3

343,2 -137,5

342,7 -137,6

342,4 -137,7

324,5 -140,8

300 -145,1

243,4 -156,2

239,5 -157

188,7 -168,4

162,3 -175,1

146,6 -179,5

112,2 -190

84,5 -200,1

81,2 -201,5

62,5 -209,7

45 -218,8

31,4 -227,4

20,8 -235,5

12,6 -243,2

6,3 -250,4

2,6 -255,5

1 -258

0,1 -259,4

14,7 -259,6

-12,2 1385,7


Critical Point

Tabla N° 20. Punto de operación de gas combustible de la planta Porta VII.

Punto de Operación Presión (Psig) Temperatura (°F)

420 146,73

Tabla N° 21. Data para diagrama de fases de gas combustible de la planta Porta VII.




0 7,73 1 2 1650 1530,1 7,97 199 40 1600 1529,5 19,99 401 50 1550 151

29,5 35,68 603 56 1500 15067,5 52,91 806 60 1450 14983,6 57,99 1008 63 1400 148134,8 70,04 1210 65 1350 147202,2 80,5 1413 67 1300 145204 80,72 1615 68 1250 144

269,5 87,75 1817 70 1200 143336,9 92,98 2020 71 900 134404,2 96,81 2222 71 800 130471,6 99,6 2424 72 700 126472 99,62 2627 73 600 121539 101,6 2829 74 500 116

606,3 102,91 3031 74 400 109673,7 103,6 3234 75 300 101711,3 103,76 3436 75 200 89730,8 103,78 3638 75 100 70741 103,78 3841 76

808,4 103,46 4043 76875,7 102,65 4245 76908,3 102,1 4447 76943,1 101,39 4650 77

1010,4 99,65 4852 771077,8 97,41 5054 771145,1 94,61 5257 771212,5 91,16 5459 771216,3 90,94 5661 77

Gas de Combustible de la planta Porta VIIPunto Rocío Hidratos Agua





1347,2 81,741414,5 74,991446,1 71,011481,9 65,481545,8 45,821549,2 40,861549,4 39,541549,2 38,221515,8 19,521481,9 10,61435,6 1,31414,5 -2,391387,8 -6,731347,2 -12,821341,7 -13,611279,8 -221247,2 -26,151212,5 -30,431145,1 -38,391138,6 -39,151077,8 -46,081010,4 -53,59986,7 -56,21943,1 -61,03875,7 -68,49844,7 -71,95808,4 -76,04741 -83,74

713,5 -86,95673,7 -91,68606,3 -99,94593 -101,54539 -108,63

486,1 -115,82471,6 -117,86404,2 -127,82391,5 -129,8349,2 -136,66



Presión (Psig) Temperatura Presión (Psig) Temperatura Presión (Psig) Temperatura 341,7 -137,94339,8 -138,26339,6 -138,3336,9 -138,75315,4 -142,51269,5 -151,05246,1 -155,75202,2 -165,37189 -168,52

142,6 -180,75134,8 -183,04105,8 -192,476,8 -203,4567,5 -207,5454,4 -213,8837,3 -223,6924,3 -232,914,5 -241,527,1 -249,582,9 -255,281,1 -258,020,1 -259,560 -259,8

1387,8 -6,73Critical Point


Tabla N° 22. Punto de operación del gas de succión de las (4) cuatro plantas

compresoras propuestas.

Punto de Operación


Tabla N° 23. Data para el diagrama de fases de gas succión de las (4) cuatro plantas





0 15,46 1 2 1650 1530,1 15,72 198,8 40 1600 1529,5 28,71 401,2 50 1550 151

29,5 45,68 603,5 56 1500 15069,6 65,19 805,8 60 1450 14983,6 69,93 1008,1 63 1400 148139,1 84 1210,4 65 1350 147204 94,89 1412,7 67 1300 145

208,6 95,53 1615 68 1250 144278,1 103,58 1817,4 70 1200 143347,6 109,43 2019,7 71 900 134417,1 113,76 2222 71 800 130472 116,38 2424,3 72 700 126

486,6 116,99 2626,6 73 600 121556,1 119,34 2828,9 74 500 116625,6 120,94 3031,3 74 400 109695,1 121,89 3233,6 75 300 101711,3 122,03 3435,9 75 200 89764,6 122,28 3638,2 75 100 70779,9 122,29 3840,5 76834,1 122,13 4042,8 76903,6 121,47 4245,2 76908,3 121,41 4447,5 76973,1 120,31 4649,8 77

1042,6 118,66 4852,1 771112,1 116,45 5054,4 77

Gas succión de las (4) cuatro plantas compresoras propuestas. Punto Rocío Hidratos Agua

Tabla N° 23. “ Continuación”

AguaPresión (Psig) Temperatura



(°F)1181,6 113,64 5256,7 77

1216,3 112 5459 77

1251,1 110,17 5661,4 77

1320,6 105,89

1390,1 100,51

1456,5 93,88

1459,6 93,51

1529,1 83,631582,9 69,871598,7 57,871598,8 56,491598,7 55,111584,9 43,231529,1 25,611526,9 25,091487,1 16,731459,6 11,711446,3 9,421390,1 0,531339,6 -6,71320,6 -9,291251,1 -18,311211,8 -23,181181,6 -26,821112,1 -351067,1 -40,191042,6 -42,98973,1 -50,86908 -58,24

903,6 -58,73834,1 -66,66764,6 -74,73739,5 -77,7695,1 -83,02625,6 -91,62591,2 -96,03556,1 -100,64486,6 -110,19463,1 -113,58

Punto Rocío HidratosGas succión de las (4) cuatro plantas compresoras propuestas.

Tabla N° 23. “ Continuación”

AguaPresión (Psig) Temperatura



(°F)417,1 -120,47355,1 -130,47347,6 -131,73342,9 -132,53337 -133,56

335,5 -133,82335,1 -133,88317 -137,08

278,1 -144,34235,6 -153208,6 -158,98171,1 -168,15139,1 -176,97121,2 -182,4983,4 -195,9769,6 -201,7555,3 -208,5834,8 -220,3220 -231,239,5 -241,333,8 -248,41,4 -251,790,1 -253,750 -253,99

1375,4 -8,3

Gas succión de las (4) cuatro plantas compresoras propuestas.

Critical Point

HidratosPunto Rocío

Tabla N° 24. Punto de operación de gas combustible de las (4) cuatro plantas


Punto de Operación Presión (Psig) Temperatura (°F)

420 146,73

Tabla N° 25. Data para el diagrama de fases de gas combustible de las (4) cuatro plantas





0 7,09 1 2 1650 1530,1 7,33 198,8 40 1600 1529,5 19,33 401,2 50 1550 151

29,5 34,99 603,5 56 1500 15070,4 53,18 805,8 60 1450 14983,6 57,27 1008,1 63 1400 148140,7 70,39 1210,4 65 1350 147204 79,97 1412,7 67 1300 145

210,9 80,83 1615 68 1250 144281,2 88,02 1817,4 70 1200 143351,4 93,15 2019,7 71 900 134421,7 96,86 2222 71 800 130472 98,86 2424,3 72 700 126

491,9 99,53 2626,6 73 600 121562,2 101,37 2828,9 74 500 116632,5 102,48 3031,3 74 400 109702,7 102,98 3233,6 75 300 101711,3 103 3435,9 75 200 89730,8 103,02 3638,2 75 100 70773 102,92 3840,5 76

843,2 102,34 4042,8 76908,3 101,34 4245,2 76913,5 101,24 4447,5 76983,8 99,63 4649,8 771054 97,49 4852,1 77

Gas combustible de las (4) cuatro plantas compresoras propuestas. Punto Rocío Hidratos Agua





1124,3 94,76 5054,4 771194,5 91,36 5256,7 77

1216,3 90,15 5459 77

1264,8 87,17 5661,4 77

1335 81,93

1405,3 75,13

1445 70,18

1475,6 65,49

1542,8 44,991545,8 40,431546 39,11

1545,8 37,791511,1 18,731475,6 9,571432,7 1,011405,3 -3,721386 -6,841341 -13,581335 -14,42

1264,8 -23,841248,5 -25,91194,5 -32,531142 -38,7

1124,3 -40,751054 -48,71992,7 -55,53983,8 -56,52913,5 -64,29850,4 -71,3843,2 -72,11773 -80,06

718,8 -86,32702,7 -88,22632,5 -96,69598,5 -100,93562,2 -105,58491,9 -115,01490,4 -115,22421,7 -125,16395,3 -129,21



Presión (Psig) Temperatura Presión (Psig) Temperatura Presión (Psig) Temperatura 352,8 -136,08351,4 -136,3345,2 -137,35341,4 -137,99340,5 -138,15340 -138,23

339,8 -138,27339,6 -138,29315,4 -142,51281,2 -148,81246,2 -155,75210,9 -163,37189 -168,51

142,7 -180,74140,7 -181,33105,8 -192,476,8 -203,4570,4 -206,2354,4 -213,8837,3 -223,6924,3 -232,914,5 -241,527,1 -249,582,9 -255,271,1 -258,010,1 -259,560 -259,8

1386 -6,84Critical Point


Tabla N° 26. Datos de entrada a la planta compresora 5GAS5.

Datos Flujo Succión

(MMPCED) Presión (PSIG)

Temperatura (°F)

Flujo Entrada Depurador (V-1)

120,3 173 87,37

Tabla N° 27. Datos de proceso de planta compresora 5GAS5.

Datos Presión (PSIG)

Temperatura (°F)

Primera Etapa Compresor (C1) Entrada

173 87.37

Primera Etapa Compresor (C1) Salida

480 221

Enfriador (C1E1) Entrada 480 221

Enfriador (C1E1) Salida 470 125

Segunda Etapa Compresor (C2) Entrada

470 125

Segunda Etapa Compresor (C2) salida

1180 268



Tercera Etapa Compresor (C3) Entrada

1169 125

Tercera Etapa Compresor (C3) Salida

2515 238

Enfriador (C3E3) entrada 2515 238


Depurador de salida 2505 125

Gas combustible 420 143.26

Tabla N° 28. Datos de entrada a la planta compresora Porta VII.

Datos Flujo Succión

(MMPCED) Presión (PSIG)

Temperatura (°F)

FlujoEntrada

Depurador (V-1)86 43 90.85

Tabla N° 29. Datos de proceso de la planta compresora Porta VII.

Datos Presión(PSIG)

Temperatura (°F)

Primera Etapa Compresor (C1) Entrada 43

90.85

Primera Etapa Compresor (C1) Salida

268 284



Segunda Etapa Compresor (C2) Entrada

258 103

Segunda Etapa Compresor (C2) salida

910 286



Tercera Etapa Compresor (C3) Entrada

900 110

Tercera Etapa Compresor (C3) Salida

1874 496

Enfriador (C3E3) entrada 1874 496


Depurador de salida 1856 112

Gas combustible 420 146.73

Tabla N° 30. Especificaciones Técnicas de los equipos de la Planta de Extracción de

Líquidos Lamarlíquido.

Tipo Intercambiador 41-1 Gas-Gas

Intercambiador 41-2 Gas-Gas

Intercambiador 41-3 alimenta a

la Desetanizador

Intercambiador 41-4 Enfriador

de gas

Intercambiador 41-5 Enfriador

de gas

Servicio BTU/HR 6,755,000 18,607,000 7,640,000 6,953,000 16,800,000

LMTD °F 13.1 41.6 27.3 13.8 21.9

Área (pies 2) 10.359 10.359 4.452 9008 14.307

Rata de transferencia

49.9 47.1 69.4 60 57.9

Carcasa (Psig) 500@150 °F 500@35 °F 575 @-35 °F 230@150°F 230@-45°F

Tubos (Psig) 500@150 ° F 500@150 ° F 500@150 °F 500@150°F 500@-45°F

N° tubos 1319 1319 816 1147 1487

DI (pulg.) 44 44 36 37 42

Material (tubos) A-214 A-334 A-334 A-214 A-334

Long (pies) 40 40 25 40 49

Material (carcasa)

A-516 A-300/A-516 A-300/A-516 A-516 A-300/A-516

Temperatura de Entrada

Intercambiador (°F)

124.35 87.37 29.51 22.33 10.01

Temperatura de salida


87.37 29.51 22.33 10.01 -32.41

Presión (Psig) 470 454 468.21 467.13 466.26

Aislamiento No Si Si SI SI

Tabla N° 30. “Continuación”

Tipo Intercambiador

41-6 Intercambiador

41-7

Rehervidor del Desetanizador

41-11

Servicio BTU/HR 7.153.000 892.300 26.385.000

Área (pies 2) 6126 492 2330

Rata de transferencia

79.2 11.7 81

Carcasa (Psig) 550@150 °F 500@-50 °F 500@350 °F

Tubos (Psig) 230@150 ° F 720@-50° F 150@525° F

N° tubos 337

DI (pulg.) 29

Material (tubos) A-214 Acero de baja temperatura

A-214

Longitud (pies) 88

Material (carcasa)

A-516 A-516/A-300 A-516

Temperatura de Entrada


2.70 -21.76

Temperatura de salida


3.40 -21.76

Presión (Psig) 26.6 455

Aislamiento No Si Si

Tabla N° 30. “Continuación”

Tipo Depurador

95-16

Separador de Gas - Líquido

95-9

Separador de Líquido - Líquido 95-10

Tanque Acumulador

95-15

Depurador 95-5

Tamaño 7’-6” φ x 15´-0” 7’-0” φ x 14´-0” 10’-0” φ x 80´-0” 24’-0” φ x 14´-0” 5’-0” φ x 13´-0”

Carcasa (pulg.) 1-3/8” 1.3125” 1.78” 1/4” 1 3/16”

Espesor fondo 1-1/2” 1.25” min. 1.75” ¼” 1”

Tolerancia a la Corrosión

1/32” 1/32” 1/32” 1/32” 1/32”

Material A-515 A-300/A-516 A-300/A-516 A-285 A-515

Diseño 500@25 °F 500@-45°F 500@-45°F 15@150°F 500@150°F

Aislamiento Protección contra

incendio SI SI NO SI -4”

Temperatura de entrada °F

125 -32.41 4.62 3.40

Flujo de entrada (MMPCED)

110 11.22 9.065 15.72

Presión (Psig) 470 2.981 26.543 26.557

Tabla N° 31. Data de entrada de la Torre Desetanizadora.

Tipo Desetanizador

95-1

Caída de Presión(Psig)

9

Corriente Alimentación

Plato 16

Número de Platos 42

Ecuación SRK01

Carga Térmica Rehervidor (BTU/día)

182.22* 106

Presión (Psig) Condensador

455

Carga Térmica Condensador

(BTU/día) -36.048 *106

Temperatura de tope (°F)

14

Composición del C2 en el producto de

fondo %molar 1.5

Tabla N° 32. Datos de la corriente de entrada de las (4) cuatro plantas compresoras

propuestas.

Datos Flujo

Succión (MMPCED)

Presión (PSIG)

Temperatura (°F)

Flujo Entrada

Depurador (V-1)86 43 90.85

Tabla N° 33. Datos de proceso de las (4) cuatro plantas compresoras propuestas.

Datos Presión (Psig) Temperatura (°F)Primera Etapa Compresor (C1) Entrada 43 90,85Primera Etapa Compresor (C1) Salida 268 339,81Enfriador (C1E1) Entrada 268 339,81Enfriador (C1E1) Salida 258 115Segunda Etapa Compresor (C2) Entrada 258 103Segunda Etapa Compresor (C2) Salida 910 298,24Enfriador (C2E2) Entrada 910 298,24Enfriador (C2E2) Salida 900 115Tercera Etapa Compresor (C3) Entrada 900 115Tercera Etapa Compresor (C3) Salida 1874 208,16Enfriador (C3E3) Entrada 1874 208,16Enfriador (C3E3) Salida 1864 115Depurador de salida 900 115Gas combutible 420 146,73

Tabla N° 34. Data considerada en la simulación en las alternativas de proceso de

extracción de líquidos para un volumen de 160 MMPCED.

Tabla N° 35. Data considerada en la simulación en las alternativas de proceso de

extracción de líquidos para un volumen de 430 MMPCED.

Refrigeración Mecanica Joule ThomsonFlujo de entrada (MMPCED) 17571,580 Lbmol/hr 17571,580 Lbmol/hr

Presión (Psig) 473 2505Temperatura (°F) 125 125

Intercambiador Gas/Gas (E-1)∆ caída Presión (psi) Lado Caliente/ Lado Fría 5 5 Temperatura (°F) Entrada caliente-Salida Fría 10 10

Intercambiador Gas/Líquido (E-2)∆ caída Presión (psig) Lado Caliente/Lado Fría 5 5 Temperatura (°F) Entrada caliente-Salida Fría 10 10

∆ caída Presión (psig) (Válvula (V-2)) 945Temperatura de Salida (°F) (Chiller) -47,92

Ecuación Estado SRK01 SRK01

Procesos de Extracción Para Volumen manejado de 160 MMPCED

Refrigeración Mecanica Joule Thomson Turbo-ExpansorFlujo de entrada (MMPCED) 47223,69 Lbmol/hr 47223,69 Lbmol/hr 47223,69 Lbmol/hr

Presión (Psig) 720,99 1855,696 1855,696Temperatura (°F) 97 112 112

Intercambiador Gas/Gas (E-1)∆ caída Presión (psi) Lado Caliente/ Lado Fría 5 5 5 Temperatura (°F) Entrada caliente-Salida Fría 10 10 15

Intercambiador Gas/Líquido (E-2)∆ caída Presión (psi) Lado Caliente/Lado Fría 5 5 5 Temperatura (°F) Entrada caliente-Salida Fría 10 10 15

∆ caída Presión (psi) ((Válvula (V-2) 940Temperatura de Salida (°F) (Chiller) -47,76

Presión Salida (Psig) 685,3Ecuación Estado SRK01 SRK01 SRK01

Eficiencia Adiabatica (%) 72

Para Volumen Manejado de 430 MMPCEDProcesos de Extracción

Tabla N° 36. Data de la simulación del sistema Joule-Thomson, considerando la Torre

Desetanizadora.

Joule Thomson Torre DesetanizadoraFlujo de entrada (MMPCED) 47223,69 Lbmol/hr

Presión (Psig) 1855,696Temperatura (°F) 112

Intercambiador Gas/Gas (E-1)∆ caída Presión (psi) Lado Caliente/ Lado Fría 5 Temperatura (°F) Entrada caliente-Salida Fría 10

Intercambiador Gas/Líquido (E-2)∆ caída Presión (psi) Lado Caliente/Lado Fría 5 Temperatura (°F) Entrada caliente-Salida Fría 10

Intercambiador Gas/Líquido-Vapor (E-3)∆ caída Presión (psi) Lado Caliente/Lado Fría 5 Temperatura (°F) Entrada caliente-Salida Fría 10

Intercambiador Gas/Gas (E-4)∆ caída Presión (psi) Lado Caliente/Lado Fría 5 Temperatura (°F) Entrada caliente-Salida Fría 10Intercambiador Líquido-Vapor/Vapor (E-6B)∆ caída Presión (psi) Lado Caliente/Lado Fría 5 Temperatura (°F) Entrada caliente-Salida Fría 10

Intercambiador (E-5)∆ caída Presión (psi) Lado Caliente 3 Temperatura (°F) Entrada caliente 130

Presión de Salida (psi) (Válvula JT-2) 950Presión de Salida (psi) (Válvula JT) 560Presión (Psig) tope de la Torre (T-1) 360∆ caída Presión (psi) en la Torre (T-1) 3

Número de Platos de la torre (T-1) 22Composición del C2 en el producto de fondo %molar 3

Plato de Alimentación 8Ecuación Estado SRK01

Procesos de Extracción Para Volumen Manejado de 430 MMPCED

Tabla N° 37. Datos de proceso de los líquidos de la planta Lamarlíquido, Lamaproceso y

el Criogénico hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande.

Datos Flujo de entrada (MBD)

Presión Máxima (PSIG)

Capacidad de la bomba

(MBD)

Capacidad (MBD)

Capacidad Remanente

(MBD)

Planta Lamarlíquido

2,9 1000 13,9

Planta Lama Proceso

3,2 780 9,5

Criogénico 12 650 15

Planta de Bajo Grande

18,1 380 9,5 25,6 7,5

33..22..22 VVAALLIIDDAACCIIÓÓNN DDEE LLAA IINNFFOORRMMAACCIIÓÓNN

En primer lugar para simular las plantas compresoras 5GAS5, Porta VII y la Planta

Lamarlíquido de la unidad explotación Lagocinco se buscó información de la data de las

plantas compresoras y se comparo con la data de diseño, databook de la planta ubicados

en la biblioteca de la Gerencia de plantas de gas, datos obtenidos en visita a las

plantas y por medio de operadores se comparo con las estadísticas la Gerencia de

Medición y Manejo de Gas, para descartar que algunas de los valores de los volúmenes,

presiones, temperaturas estuviesen errados. Para el caso de la data de proceso de la

planta de extracción de líquidos al igual que para las plantas compresoras se extrajo la

información de los registros de diseño, databook de la planta ubicados en la biblioteca de

la Gerencia de plantas de gas, por medio de visitas a planta, comparando uno a uno los

parámetros de operación con los de diseño y también con la data manejada con la

Gerencia de Infraestructura de Gas Asociado, para evitar valores errados. Se realizó una

visita a la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande, donde se realizo un recorrido a las

distintas áreas del proceso, obteniéndose información tales como diagramas de proceso

de la planta de Fraccionamiento, la disposición de los líquidos de la planta entre otros.

33..22..33.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNN DDEE LLAASS PPLLAANNTTAASS CCOOMMPPRREESSOORRAASS DDEE 55GGAASS55,,

PPOORRTTAA VVIIII YY LLAASS ((44)) CCUUAATTRROO PPLLAANNTTAASS CCOOMMPPRREESSOORRAASS PPRROOPPUUEESSTTAASS

UUTTIILLIIZZAANNDDOO EELL PPAAQQUUEETTEE DDEE SSIIMMUULLAACCIIOONN PPRROO IIII VVEERRSSIIÓÓNN 88..00

Inicialmente se comenzó con la adaptación al modelo de simulación planteado por la

herramienta PRO II, la cual modela procesos en estado estacionario que permiten

observar y diagnosticar cualquier desviación en el proceso compresión del gas.

La simulación se hizo en forma composicional, de esta manera no solo se evaluó la caída

de presión y variaciones de flujo y temperatura, sino también la composición de las

mezclas de gases resultantes que permitieron determinar la riqueza del gas.

Para realizar las simulaciones se establecieron las siguientes premisas:

Se consideraron las condiciones de presión, temperatura para cada una de las etapas

de compresión y los análisis cromatogràficos hasta el C10 y el flujo volumétrico para

la succión de las plantas, adicionalmente se fijo de gas combustible.

Se tomaron datos de variables de procesos en campo (volumen, presión y

temperatura) en cada una de las etapas de compresión de las plantas compresoras.

Se compararon los datos de diseño con los datos actuales tomados en campo.

Se revisaron Manuales y Diagramas de Planta para conocer la disposición y

configuración de los equipos y especificaciones técnicas de cada etapa de

compresión, así como las variables de diseño de la Planta.

El esquemático de las plantas compresoras armado para ésta simulación se basó en

los diagramas de proceso e isométricos suministrados por la Gerencia de Gas

Asociado y actualizados y/o validados en campo.

Para el diseño y montaje de las plantas compresoras en el simulador PRO II, se

realizaron los siguientes pasos:

Se saturo la corriente de gas con agua.

Por medio del simulador se determino la curva de equilibrio del gas de la

succión y combustible de las plantas compresoras, comparándose la

temperatura y presión de rocío con las variables de operación presión y

temperatura.

Se preparo un diagrama de flujo del sistema a simular, identificando todos las

líneas y equipos con sus corrientes asociadas y fijando las condiciones de

operación de todos con sus corrientes.

Se convierto los diagramas de flujo reales a diagramas de flujo de simulación,

los cuales son similares entre si, equivalentes a modelos matemáticos, que

describen las operaciones unitarias involucradas y se interrelacionan a través

de las corrientes de entrada y salida, perfectamente identificadas.

Se planteo el siguiente escenario para la evaluación y validación de los datos

obtenidos del simulador con los datos obtenidos en campo, el cual se

considera a continuación:

-- Condición actual tomando en cuenta los parámetros de succión y

descarga de las tres etapas de compresión y el análisis cromatografico

del gas hasta C10 para una condición de operación normal, la planta

compresora de 5GAS5 maneja un promedio de gas de 120 MMPCED,

para una presión de succión 187.70 Psig y una temperatura de 87.35 °

F y el Porta VII maneja un promedio de gas de 86 MMPCED para una

presión de succión 43 Psig y una temperatura 90.85 Psig

respectivamente.

-- Para las simulaciones de las plantas propuestas (4) según plan de

negocios 2007-2017, se tomo la cromatografía de la succión y las

presiones en cada una de las etapas de compresión y combustible del

Porta VII y se considero una eficiencia Politrópica del 72%. El Sistema Termodinámico utilizado para el cálculo de fases es el SRK

(Soave-Riedlich-Kwong), utilizando la siguiente correlación para el cálculo de Z

(Factor de Compresibilidad):

0))(())(( 223 =−−−+− BAZBBAZZ (128)

Donde:

))(())((22 TR

PaA = ))(())((

TRPbB = (129)

)())((42747,022

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

PcTcRa (130)

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡−+=

TcTm 1)(1α (131)

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡=

−+=

PcTcRb

wwm))((08664,0

)(176,0)(574,148,0 2

(132)

Donde:

R= Constante Universal de los Gases

w= Factor Acéntrico

Tc= Temperatura Critica del Sistema

Pc= Presión Critica del Sistema

T= Temperatura del Sistema

P= Presión del Sistema

33..22..44.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNN DDEE LLAA PPLLAANNTTAA DDEE EEXXTTRRAACCCCIIÓÓNN DDEE LLÍÍQQUUIIDDOOSS

LLAAMMAARRLLÍÍQQUUIIDDOO UUTTIILLIIZZAANNDDOO EELL PPAAQQUUEETTEE DDEE SSIIMMUULLAACCIIOONN PPRROO IIII

VVEERRSSIIÓÓNN 88..00 Para la simulación de la Planta de Extracción de Líquidos ubicada en la unidad de

explotación Lagocinco se tomaron en cuenta las siguientes premisas:

Se tomó la cromatografía de la descarga de la primera etapa de la planta

compresora 5Gas5 que es la alimentación de la planta de extracción de

líquidos y se considero el agua saturada en el gas.

Los parámetros de diseño los cuales fueron comparados con los datos

operacionales de los intercambiadores de calor principales y secundarios y de

la torre desetanizadora de la planta, tomando en cuenta adicionalmente todos

los puntos de inyección de Glicol.

Se obtuvo por datos de diseño la siguiente información: el Chiller 41-1 una

carga de 6.755 MM BTU/Hr, 41-2 una carga 18.66 MM BTU/Hr, Chiller 41-3

una carga de 7.640 MM BTU/Hr , chiller 41-4 una carga de 6.953 MM BTU/Hr

y chiller 41-5 una carga de 16.800 MM BTU/Hr con una Potencia de la turbina

TK-301 de 7370 HP.

El Sistema Termodinámico utilizado para el cálculo de fases es el SRK (Soave-

Riedlich-Kwong), utilizando la siguiente correlación para el cálculo de Z (Factor de

Compresibilidad):

0))(())(( 223 =−−−+− BAZBBAZZ (133)

donde:

))(())((22 TR

PaA = ))((

))((TRPbB =

(134)

)())((42747,022

α⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=

PcTcRa

(135)

⎥⎦

⎤⎢⎣

⎡−+=

TcTm 1)(1α

(136)

⎥⎦⎤

⎢⎣⎡=

−+=

PcTcRb

wwm))((08664,0

)(176,0)(574,148,0 2

(137)

donde;

R= Constante Universal de los Gases

w= Factor Acéntrico

Tc= Temperatura Critica del Sistema

Pc= Presión Critica del Sistema

T= Temperatura del Sistema

P= Presión del Sistema

33..22..55.. EEVVAALLUUAACCIIÓÓNN DDEE LLAASS AALLTTEERRNNAATTIIVVAASS DDEELL PPRROOCCEESSOO DDEE

EEXXTTRRAACCCCIIÓÓNN DDEE LLÍÍQQUUIIDDOOSS

Para las simulaciones de las diferentes alternativas se realizo una evaluación

técnica de los procesos a evaluar para el procesamiento del gas natural, tomando en

cuenta el agua presente en el gas de alimentación al proceso y se utilizó la ecuación de

estado general de Soave Redlich Kwong (SRK) como método Termodinámico, debido a

que es utilizable en un amplio rango de presiones y temperaturas, posee solo tres

parámetros ajustables, lo que facilita cuantiosamente el cálculo de las propiedades de

mezclas multicomponentes, y se encuentra presente en la mayoría de los simuladores

existentes.

Se tomo la composición de la descarga de la tercera etapa de la planta

compresora propuesta para las alternativas Joule-Thomson y Turbo-Expansor y la

descarga de la segunda etapa de compresión para la alternativa Refrigeración mecánica.

Se tomaron las variables presión, temperatura, caída de presión y relación de

temperatura entrada de gas caliente y temperatura de salida de gas frío, por trabajos

técnicos anteriores.

A través de las simulaciones se obtuvieron la cantidad de líquidos del gas natural

(LGN) para cada una de las alternativas (Joule-Thomson, Refrigeración Mecánica y

Turbo-Expansor). Con esta producción de líquidos y los estimados de costo clase V de la

Gerencia de estimación de costos se determino la relación beneficio costo.

Este análisis se realizo tanto para la situación actual (160 MMPCED) y según plan

de negocios 2007-2017 (430 MMPCED). En el caso de la situación actual se considero el

mantenimiento de la planta de extracción, datos obtenidos de la Gerencia de

Mantenimiento Mayor de plantas de gas, para este escenario no se considero el proceso

Turbo-Expansor.

Para la realización de estos cálculos se utilizo la ecuación:

n

ICOICPCOCP ⎟

⎠⎞

⎜⎝⎛= (123)

Donde:

CP: Costo Presente

CO: Costo Original

ICP: Índice de Costo Presente

ICO: Índice de Costos Original

33..22..66.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNN DDEELL SSIISSTTEEMMAA JJOOUULLEE--TTHHOOMMSSOONN,,

CCOONNSSIIDDEERRAANNDDOO LLAA TTOORRRREE DDEESSEETTAANNIIZZAADDOORRAA Para la simulación se considero una corriente de gas de entrada de 47224 lbmol/hr

con una presión de 1856 Psig y una temperatura 112 °F. Adicionalmente se tomo en

cuenta el arreglo y las variables de proceso de cada uno de los equipos recomendado por

trabajos técnicos realizados anteriormente.

33..22..77.. CCAALLCCUULLOO DDEELL GGAASS RREEQQUUEERRIIDDOO PPOORR EELL RREEHHEERRVVIIDDOORR DDEE LLAA

TTOORRRREE DDEESSEETTAANNIIZZAADDOORRAA Para el cálculo del rehervidor se considero como un equipo aislado con una

eficiencia 40% combustión del gas. Se realizo el cálculo a través de la siguiente ecuación:

ificaValorcalorEficienciadíasaaCalorificCVGAS *

24*arg=

Tabla N° 38. Data para el cálculo de gas requerido por el Rehervidor de la Torre

Desetanizadora.

33..22..88.. CCAALLCCUULLOO DDEE VVOOLLUUMMEENN DDEE GGLLIICCOOLL AA IINNYYEECCTTAARR Para el cálculo del glicol se realizo por medio de la siguiente ecuación

HAMMERSCHMIDT: (1)

( )( )( ) ( )( )WMM

WKdT H

r −==Δ

100

33..22..99.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNN DDEE LLAA DDIISSPPOOSSIICCIIÓÓNN DDEE LLOOSS LLÍÍQQUUIIDDOOSS DDEELL GGAASS

NNAATTUURRAALL UUTTIILLIIZZAANNDDOO EELL PPAAQQUUEETTEE DDEE SSIIMMUULLAACCIIOONN PPIIPPEEPPHHAASSEE VVEERRSSIIÓÓNN

99..11.. Se realizaron simulaciones de la disposición de los líquidos, enviando los líquidos

del gas natural (LGN) hacia la planta de Fraccionamiento Bajo Grande. Donde se tomaron

en consideración los siguiente puntos:

La producción de líquido (2.9 MBD) de la Planta Lamarlíquido es llevada por

medio de un sistema de bombeo con una presión de 1023 psig, hacia la descarga de

Liquido de planta de extracción de Lamaproceso a través de una línea de 30 Km. de

longitud y 6” de diámetro, luego la producción total de Lamarlíquido y Lamaproceso va

hacia la planta de Fraccionamiento Bajo Grande por medio de una línea de 68 km. de

longitud y 8” de diámetro.

PARAMETROS DATA FUENTESCarga Rehervidor 33316400 Btu/hr Se obtuvo de la simulación de planta

Valor Calórifico del Gas 850 Btu/hr Se obtuvo de la cromatografia de gas

Area de Flujo Calor 4759,5 pies2 Calculada

Rehevidor a fuego directo.Según Marcías Martinez. Libro Ingeniería de Gas, principios y aplicaciones

Según Marcías Martinez. Libro Ing de Gas, principios y aplicaciones

7000 BTU/hr *pie2Flujo de Calor

Eficiencia de Combustión 40%

Otras consideraciones:

Tabla N° 39. Data considerada en la simulación del sistema de disposición de la

planta Lamarlíquido y Lamaproceso hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande.

Luego de simular las posibilidades de manejo de los líquidos del gas natural

(LGN), se procedió a estimar los índices de costos de los equipos empleados en estas

variantes, para realizar un análisis económico y poder determinar la disposición final de

los Líquidos del gas natural (LGN).

33..22..1100.. EEVVAALLUUAACCIIÓÓNN DDEE LLAASS AALLTTEERRNNAATTIIVVAASS DDEE DDIISSPPOOSSIICCIIÓÓNN DDEE

LLOOSS LLÍÍQQUUIIDDOOSS

Luego de haber realizado la evaluación de las distintas variantes del proceso

seleccionado, tomando como referencias características y condiciones de operación del

gas de formación, gas total, gas manejado por la planta de Lamarlíquido, producción de

líquidos del gas natural (LGN) de la planta Lamarliquido, las estadísticas de la producción

de líquidos del gas natural (LGN) en la actualidad y según plan de negocios 2007-2017, y

haberlas optimizado, se procedió a evaluar la disposición de los líquidos obtenidos,

tomando en cuenta la simulación de la planta de Lamarlíquido, se realizaron tanto para la

actualidad como según plan de negocios 2007-2017.

Para el desarrollo de las simulaciones se tomaron las siguiente premisas:

Para el desarrollo de las simulaciones se considero tanto la producción actual

como la máxima producción de líquidos del gas natural según Plan de

Negocios 2007-2017.

CONSIDERACIONES PARA LA SIMULACIÓN Velocidad Recomendada 3-5 (pie/seg) ∆P100 Máxima Recomendado 0,4Rugosidad Relativa 0,046 mm (0,0018 pulg)Coeficiente de transferencias de calor 20,55 BTU/Hr pie2x °F Temperatura del Lago 81 °FCorrelación de Flujo MoodyEficiencia 90%Tuberia de Acero al carbonoSchedule de la tubería 40Diametro de la tubería 6" y 8"

Actualmente la Planta de Fraccionamiento de Bajo Grande tiene capacidad

procesamiento de 25,6 MBD.

Se considero una producción de Lamarlíquido, Lamaproceso y el Criogénico de

2,9 MBD, 3,2 MBD y 12 MBD respectivamente.

El proyecto del Criogénico se estima inicie para el 2011.

En base a las fuentes indicadas anteriormente se tendrá una capacidad

remanente 7,5 MBD.

Se estudiaron dos opciones de alternativas de disposición:

- Enviar los líquidos del gas natural (LGN) hacia la planta de fraccionamiento

Bajo Grande.

- Enviar los líquidos del gas natural (LGN) hacia una estación de flujo más

cercana.

En la primera opción se considero una parte de la producción de líquidos del gas

natural a generarse durante el Plan de Negocios 2007-2017 se enviara a el sistema

existente y otra parte se enviara a través de una tubería nueva hacia una planta de

Fraccionamiento nueva.

Para cada uno de los escenarios simulados se fijaron diámetros (situación actual),

flujos y se calcularon las presiones y velocidades, y estas se compararon con los

parámetros recomendados por la norma PDVSA N° 90616.1.024 (Ver anexo N°1);

Dimensionamiento de tuberías de proceso y con las presiones máximas de las bombas de

la Lamarlíquido(12).

Los costos de las líneas se calcularon en función de la longitud y su diámetro. El

diámetro de las líneas evaluadas se diseño haciendo uso del simulador PIPEPHASE

Versión 9.1 y de las consideraciones básicas de diseño. Los costos por pie de tubería

fueron facilitados por PDVSA. La longitud de las líneas se obtuvieron de una visita a

campo y por el personal de Operaciones Fraccionamiento Bajo Grande.

Luego de simular las posibilidades de manejo de los líquidos del gas natural

(LGN), se procedió a estimar los índices de costos de los equipos empleados en estas

variantes, para realizar un análisis económico y poder determinar la disposición final de

los líquidos del gas natural (LGN).

33..22..1111.. CCAALLCCUULLOO DDEELL DDIIAAMMEETTRROO OOPPTTIIMMOO DDEE LLAA TTUUBBEERRÍÍAA

TTRRAANNSSPPOORRTTAARRAA 2244..55 MMBBDD DDEE LLAA PPLLAANNTTAA EEXXTTRRAACCCCIIÓÓNN PPRROOPPUUEESSTTAA

HHAACCIIAA PPLLAANNTTAA DDEE FFRRAACCCCIIOONNAAMMIIEENNTTOO BBAAJJOO GGRRAANNDDEE

Para las simulaciones del diámetro optimo del sistema de disposición de los

líquidos extraídos del gas natural se tomaron las siguientes premisas:

Se considero una longitud desde la planta de extracción propuesta

hasta la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande de 74,3 Km.

La ampliación de la planta de Fraccionamiento en 18 MBD.

Se tomo una presión de 350 Psig en la planta de Fraccionamiento

Bajo Grande.

Se considero la producción de líquidos de 24,5 MBD de la planta

extracción propuesta.

Se asumieron diferentes diámetros de tubería y se cálculo el costo y potencia

para cada uno. Luego se sumaron ambos costos y se selecciono el diámetro que tuviera

menor costo total.

33..22..1122.. CCAALLCCUULLOO DDEELL DDIIAAMMEETTRROO OOPPTTIIMMOO DDEE LLAA TTUUBBEERRÍÍAA QQUUEE

TTRRAANNSSPPOORRTTAARRAA 1111,,55 MMBBDD DDEE LLAA NNUUEEVVAA PPLLAANNTTAA EEXXTTRRAACCCCIIÓÓNN DDEE

LLOOSS LLÍÍQQUUIIDDOOSS DDEELL GGAASS ((LLGGNN)) AA LLAA PPLLAANNTTAA DDEE FFRRAACCCCIIOONNAAMMIIEENNTTOO

BBAAJJOO GGRRAANNDDEE

Para las simulaciones del diámetro optimo del sistema de disposición de los

líquidos extraídos del gas natural se tomaron las siguientes premisas:

Se considero una longitud desde la planta de extracción propuesta

hasta la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande de 74,3 Km.

La ampliación de la planta de Fraccionamiento en 18 MBD.

Se tomo una presión de 350 Psig en la planta de Fraccionamiento

Bajo Grande.

Se considero la producción de líquidos del gas natural de 11,5

MBD de la planta extracción propuesta.

Se asumieron diferentes diámetros de tubería y se cálculo el costo y potencia

para cada uno. Luego se sumaron ambos costos y se selecciono el diámetro que tuviera

menor costo total.

Adicionalmente se valido el cálculo del diámetro de la tubería para los puntos

3.2.10 y 3.2.11 por medio de la ecuación “Determinación de el diámetro optimo” según

Campbell. (11)

( )( )31.0

45.0

ρmAd =

Donde:

d = diámetro económico (pulg.) m = flujo de masa (lbm/hr)

ρ = densidad del fluido (lbm/pie3)

A = constante = 2,2

Tabla N° 40. Valores típicos para costos de Equipos.

Equipos ExponenteIntercambiadores de Calor de tubos y Carcaza 0,44Tanques de Cabezal Fijo 0,67Bombas Centrifugas 0,58Bombas Reciprocantes 0,99Válvulas de Control 0,6Compresores Centrifugos 0,79Compresores Reciprocantes 0,69Turbinas a Gas 0,66Instrumentación y control 0,66Tuberias 1,15Acometidas electricas 0,89Torres 0,71Platos Perforados 0,86Platos de burbujeo 1,2

33..22..1133.. EEVVAALLUUAACCIIÓÓNN EECCOONNÓÓMMIICCAA MMEENNOORR CCOOSSTTOO PPAARRAA LLAASS OOPPCCIIOONNEESS

PPRROOPPUUEESSTTAASS PPAARRAA LLAA DDIISSPPOOSSIICCIIÓÓNN DDEE LLOOSS LLÍÍQQUUIIDDOOSS DDEELL GGAASS

NNAATTUURRAALL ((LLGGNN)) Se definieron dos opciones; la primera consiste en llevar toda la producción 24,5

MBD desde la planta extracción propuesta hasta a planta de Fraccionamiento Bajo

Grande a través de una tubería de 8” de diámetro. La segunda consiste en transferir los

13 MBD al sistema de distribución de los líquidos del gas natural (LGN) existente y el

resto 11,5 MBD a través de una tubería nueva 6” diámetro hasta el sistema

fraccionamiento.

Para cada uno de ellos se cálculo los requerimientos de potencia de las bombas

actuales y propuesta, los costos clase V de las tuberías, costos de la ampliación de la

planta de fraccionamiento, costos de las bombas, se asumió unos costos de

mantenimiento de 3% inter- anual de la inversión inicial de las opciones, se considero un

valor de salvamento 10% de la inversión inicial y una depreciación por el método de la

línea recta.

Luego se determino los flujos de caja de cada opción y con una tasa de descuento

10% se procedió a calcular el VPN, seleccionándose la opción de menor costo.

33..22..1144.. RREENNTTAABBIILLIIDDAADD DDEELL PPRROOYYEECCTTOO GGLLOOBBAALL

Se evaluó mediante el Valor Presente Neto (VPN), la Tasa Interna de Retorno

(TIR) y la eficiencia de la inversión (EI). Además se calculo el tiempo de pago

capitalizado, el cual es el tiempo en que se puede amortizar la inversión.

Para esta evaluación se consideraron las siguientes premisas:

Un horizonte económico de 10 años.

Depreciación método de la línea recta.

Tasa de inflación sin considerar.

Paridad cambiaría 2150 BS./U$$.

Tasa interna de retorno (TIR) mínima 20%.

Costos de mantenimiento 3% anual de la inversión total.

Costo de operación de la propuesta de menor costo. A continuación se muestran los precios de los productos de los líquidos del

gas natural (LGN):

Precio Propano: 61 $/Barril

Precio iButano: 77 $/Barril

Precio nButano: 77 $/Barril

Precio Gasolina Natural: 81 $/Barril Se determino las cantidades de los productos de los líquidos del gas natural (LGN)

(propano, butanos y gasolina natural) a producir en todos los años del Plan de Negocios

2007-2017 y con los precios de venta de cada uno se obtuvo los ingresos por año.

Se cálculo los egresos a través del horizonte económico, considerando la inversión

inicial de la planta de extracción Joule-Thomson, el sistema de disposición y la ampliación

de la planta de fraccionamiento de Bajo Grande, además los costos de mantenimiento y

operación. Con todo esto se cálculo el flujo de caja y con una tasa descuento del 10%

se determino VPN, TIR y EI.

33..22..1155.. OOTTRRAASS PPRREEMMIISSAASS

Otras premisas que se tomaron en cuenta:

El volumen de gas combustible debe ser tal que cumpla con los requerimientos de

energía en las turbinas.

El gas combustible debe contener menos 2% molar de propano en su

composición, para asegurar una recuperación mínima de propano superior al 65%. Debe

tener una presión mínima de 400 Psig a la salida de la planta de extracción de

Lamarlíquido por requerimiento operacionales aguas abajo del proceso y una diferencia

entre la temperatura de operación y la temperatura de rocío no menos de 30° F,

recomendación hecha por fabricantes de turbinas de gas y motocompresores.

La temperatura mínima permitida en los equipos mayores, debe ser –44 °C (-48

°F) para evitar aumento en los costos por requerimiento de materiales especiales.

CCAAPPÍÍTTUULLOO IIVV

AANNÁÁLLIISSIISS DDEE RREESSUULLTTAADDOOSS

44..11.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNN PPUUNNTTOO DDEE RROOCCIIOO DDEELL GGAASS DDEE LLAA SSUUCCCCIIÓÓNN YY

CCOOMMBBUUSSTTIIBBLLEESS DDEE LLAASS PPLLAANNTTAASS 55GGAASS55,, PPOORRTTAA VVIIII YY DDEE LLOOSS CCUUAATTRROO ((44))

MMOODDUULLOOSS DDEE CCOOMMPPRREESSIIÓÓNN PPRROOPPUUEESSTTOO Los resultados una vez aplicada la metodología descrita en el capítulo anterior son los

siguientes:

A continuación se presentan los diagramas P-T de las succiones, gas combustible

de las plantas compresoras y la succión de la planta Lamarlíquido, usando la

correlación de SRK, donde se observa la cercanía de las condiciones de operación

con el punto de rocío. Sin embargo, en la Tabla N° 41 se encuentran los datos del

punto de rocío y condiciones de operación para todos los casos.

Figura N° 12. Diagrama P-T del gas de Succión de la planta compresora 5Gas5.

DIAGRAMA DE FASES GAS SUCCIÓN PC 5GAS5

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

1600

1800

2000

-250 -200 -150 -100 -50 0 50 100 150 200 250

Temperatura, °F

Pres

ión,

PSI

G

ENVOLVENTEHIDRATOSPTO OPERACIÓNPTO ROCIOAGUA INICIAL

Figura N° 13. Diagrama P-T del gas combustible de la planta compresora 5Gas5.

Figura N° 14. Diagrama P-T del gas de succión de la planta compresora Porta VII.

DIAGRAMA DE FASES GAS COMBUSTIBLE PC 5GAS5

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

1600

1800

2000

-250 -200 -150 -100 -50 0 50 100 150 200 250

Temperatura, °F

Pres

ión,

PSI

G


DIAGRAMA DE FASES GAS SUCCIÓN PC-7

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

1600

1800

2000

-250 -200 -150 -100 -50 0 50 100 150 200 250

Temperatura, °F

Pres

ión,

PSI

G


Figura N° 15. Diagrama P-T del gas combustible de la planta compresora Porta VII.

Figura N° 16. Diagrama P-T del gas succión de las cuatro (4) plantas compresoras

propuestas.

DIAGRAMA DE FASES GAS COMBUSTIBLE PC-7

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

1600

1800

2000

-250 -200 -150 -100 -50 0 50 100 150 200 250

Temperatura, °F

Pres

ión,

PSI

G

ENVOLVENTE

HIDRATOS

PTO OPERACIÓN

PTO ROCIO

AGUA INICIAL

DIAGRAMA DE FASES GAS SUCCIÓN PC NUEVA A INSTALAR

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

1600

1800

2000

-250 -200 -150 -100 -50 0 50 100 150 200 250

Tem peratura, °F

Pres

ión,

PSI

G

ENVOLVENTE SUCCIONPLANTA DE EXTRACCIONNUEVAHIDRATOS

PTO OPERACIÓN

PTO ROCIO

Figura N° 17. Diagrama P-T del gas combustible de las cuatro (4) plantas compresoras

propuestas.

Tabla N° 41. Comparación de datos de presión, temperatura de rocío con operación.

En la tabla N° 41, se muestra los resultados de las condiciones de operación son muy

cercanas al punto de rocío del hidrocarburo en el caso de la succión de las plantas. La

condición ideal de operación es que la temperatura de rocío hidrocarburo del gas a la

salida del depurador de las

estaciones de flujo sea igual a la temperatura de operación del depurador de entrada de la

succión de planta. En el caso del gas combustible se observa un sobrecalentamiento, en

las Plantas 5GAS5, Porta VII y planta compresora propuesta se obtuvieron los siguientes

deltas entre la temperatura de operación y la temperatura de rocío: 30,16 ° F, 50,16 ° F y

49,93 °F respectivamente.

DIAGRAMA DE FASES GAS COMBUSTIBLE PC NUEVA A INSTALAR

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

1600

1800

2000

-250 -200 -150 -100 -50 0 50 100 150 200 250

Tem pe ratura, °F

Pres

ión,

PSI

G

ENV OLVENTE

HIDRATOS

PTO OPERA CIÓN

PTO ROCIO

AGUA INICIAL

Presión (Psig) Temperatura (°F) Presión (Psig) Temperatura (°F)Succión 5GAS5 173 87,35 173 87,4Combustible 5GAS5 450 145,16 450 115Succión Porta VII 43 90,851 43 91,0Combustible Porta VII 420 146,73 420 96,0Succión del nuevo compresor 43 90,851 43 91Combustible del nuevo compres 420 146,73 420 96,8

Datos de Operación por SimulaciónEcuación SRK Punto de RocioFuente

44..22.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNN DDEE LLAA PPLLAANNTTAA CCOOMMPPRREESSOORRAA 55GGAASS55

Figura N° 18. Esquemático de la simulación de la planta compresora 5Gas5.

Tabla N° 42. Resultados de la Simulación de la planta 5Gas5.

Tabla N° 43. Resultados de las composiciones de la descarga y combustible de la planta

5GAS5.

Descripción de la corriente (% Molar) Descarga Módulo Combustible MóduloH2O 0,132 0,311CO2 5,112 5,103METHANE 69,376 69,252ETHANE 13,229 13,205PROPANE 7,010 6,997IBUTANE 1,200 1,198BUTANE 2,097 2,093 IPENTANE 0,597 0,595 PENTANE 0,496 0,495HEXANE 0,290 0,290HEPTANE 0,182 0,181OCTANE 0,078 0,078NONANE 0,000 0,000DECANE 0,000 0,000N2 0,201 0,200O2 0,000 0,000

5GAS5 Flujo (Lb/día) Temperatura (°F) Presión (Psig)Descarga General 306067 125 2505 Succión 1° etapa 317073 87,35 173Descarga 1° etapa 317073 221 480 Succión 2° etapa 317425 125 470Descarga 2° etapa 317425 268 1180 Succión 3° etapa 306324 125 1169Descarga 3° etapa 306324 238 2515

Combustible 10423 145 450

Tabla N° 44. Composición en la salida del enfriador de la 1° etapa de compresión de la

planta 5GAS5.

COMPOSICIÓN % MOLAR

H2S 0.000

CO2 4.6895

N2 0.27780

C1 73.671

C2 13.672

C3 4.7485

I-C4 0.69610

n-C4 1.1220

I-C5 0.34030

n-C5 0.31720

I-C6 0.23270

C7 0.10490

C8 0.034600

C9 0.0040000

C10 0.000

44..33.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNN DDEE LLAA PPLLAANNTTAA CCOOMMPPRREESSOORRAA PPOORRTTAA VVIIII

Figura N° 19. Esquemático de la simulación de la planta compresora Porta VII.

Tabla N° 45. Resultados de la simulación de la planta compresora Porta VII.

Tabla N° 46. Resultados de las composiciones de la descarga y combustible de la planta

compresora Porta VII.

Porta VII Flujo (Lb/día) Temperatura (°F) Presión (Psig)Descarga General 213213,516 112 1856 Succión 1° etapa 228679 90,851 43Descarga 1° etapa 228679 284 268 Succión 2° etapa 227105 103 258Descarga 2° etapa 227105 286 910 Succión 3° etapa 213238 97 900Descarga 3° etapa 213238 496 1874



44..44.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNN DDEE LLAASS CCUUAATTRROO ((44)) PPLLAANNTTAASS CCOOMMPPRREESSOORRAASS

PPRROOPPUUEESSTTAASS

Figura N° 20. Esquemático de las simulaciones de las (4) cuatro plantas compresoras

propuestas.

Tabla N° 47. Resultados de las simulaciones de las (4) cuatro plantas propuestas.

Tabla N° 48. Resultados de las composiciones de la descarga y combustible de las planta

(4) cuatro plantas propuestas.

En las figuras N° 18, 19 y 20 se encuentran los esquemáticos de las simulaciones

realizadas de las plantas compresoras y en las tablas N° 42, 43,45, 46, 47 y 48 los

resultados obtenidos.

Planta Propuesta Flujo (Lb/día) Temperatura (°F) Presión (Psig)Descarga General 213100,641 112 1864 Succión 1° etapa 228682 90,851 43Descarga 1° etapa 228682 340,09 268 Succión 2° etapa 227110 103 258Descarga 2° etapa 227110 298,391 910 Succión 3° etapa 213125 97 900Descarga 3° etapa 213125 208,189 1874



A través de las simulaciones de las plantas 5GAS5 y Porta VII se obtuvieron datos de

presión y temperatura para cada una de las etapas de compresión y combustible muy

similares a la data de campo.

Para la simulación de la planta de extracción Lamarlíquido se tomo la cromatografía en la

salida del enfriador de la 1° etapa de compresión de la planta 5GAS5, que se puede

observar en la tabla N° 44.

En la tabla N° 48 se muestra la composición en la descarga de la planta compresión

propuesta, que a su vez será la composición de succión de la planta extracción propuesta

(Joule-Thomson).

44..55.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNNEESS DDEE LLAA PPLLAANNTTAA DDEE LLAAMMAARRLLÍÍQQUUIIDDOO..

Figura N° 21. Esquemático simulación de la planta de extracción de líquidos

Lamarlíquido.

Tabla N° 49. Resultados de la simulación de la planta Lamarlíquido.

Tabla N° 50. Flujo Molar del gas de entrada planta extracción Lamarlíquido y salida de

LGN.

Tabla N° 51. Resultados de la simulación de las válvulas de la planta Lamarlíquido.

Nombre de la Corriente LGN GRE Depurador 95-16 @41-1Temperatura (°F) 257 14 124Presión (Psia) 479 470 485Flujo (lb-mol/dia) 11642 15942 289893

Descripción Válvula LCV-502 LCV-501 LCV-511 LCV-509Temperatura (°F) -38,304 -3,242 -3,242 45,194Presión (Psia) 16,700 36,700 36,700 88,108Caída presión (Psi) 19,946 51,408 51,408 104,592

Componentes Flujo Molar entrada (lbmol/día) Flujo Molar salida (LGN) (lbmol/día) H2O 1355 0,0050 CO2 10390 0,0026

METHANE 21919 0,0854 ETHANE 38286 174.63

PROPANE 11202 4788.0 IBUTANE 1766.7 1274.2 BUTANE 3155.1 2462.5

IPENTANE 955.76 869.85 PENTANE 898.10 839.56 HEXANE 681.06 669.19

HEPTANE 350.68 349.04 OCTANE 153.62 153.42 NONANE 40580 40568 DECANE 20291 20289

N2 1447.3 0,0000EG 0 0.47343

Tabla N° 52. Resultados de la simulación de los compresores de la planta Lamarlíquido.

Tabla N° 53. Resultados de la simulación de los enfriadores de la planta Lamarlíquido.

En la figura N° 21 se encuentra el esquemático de la simulación realizada de la planta de

extracción de líquidos y en las tablas N° 49, 50, 51, 52 y 53 de los resultados obtenidos.

A través de la simulación de la planta Lamarlíquido se obtuvieron datos de flujo,

temperatura presión, caída de presión para cada una de la entrada y salida de los

enfriadores y las válvulas muy similares a la data de campo.

Para cada uno de los compresores se obtuvieron datos de flujo, temperatura, presión,

HP, cabezal y el coeficiente isentropico muy similares a la data de campo. A partir de los resultados de la simulación de la Planta de extracción de líquido se obtuvo

una producción de 3,4 MBD (11642 lbmol/día) de los líquidos de gas natural (LGN), a una

temperatura de 257 °F y una Presión de 479 psig, esto demuestra que al alimentar 120

MMPCED desde la descarga de la planta compresora 5Gas5 a la planta de extracción de

líquidos de Lamarlíquido, se obtienen bajo factor de recobro.

Se cálculo un factor de recobro de la planta Lamarlíquido de 43%; el cual se obtuvo del

cociente de propano (C3) presente en el gas de entrada y de la salida de líquido (LGN) de

Descripción del Compresor C1 C2 C3Presión (Psia) 16,594 36,589 87,955Temperatura (°F) 22,101 77,839 136,294Cabezal (ft) 14.837,241 16.888,354 15.806,992Trabajo efectivo (HP) 783,430 1.556,388 1.696,871coeficiente Isentropico (k) 1,114 1,077 1,024

41-1 289893 124,35 484,7 289893 87.372 483,7541-2 289893 87.372 483,75 296530 29,507 482,9141-3 296530 29,507 482,91 298311 22,325 481,83

Chiller (41-4) 298311 22,325 481,83 300092 10,11 480,96Chiller (41-5) 300092 10,11 480,96 301872 -23,753 480,35

Flujo salida (Lb/día) Temperatura salida (°F)

Presión salida (Psia)

Flujo entrada (Lb/día)

Temperatura entrada (°F)

Presión entrada (Psia)Equipos

la planta. En la tabla N° 50 se puede observar la cantidad de propano en la entrada y

salida de líquido de la planta.

44..66.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNNEESS DDEE LLAASS AALLTTEERRNNAATTIIVVAASS DDEELL PPRROOCCEESSOO DDEE

EEXXTTRRAACCCCIIÓÓNN DDEE LLÍÍQQUUIIDDOOSS

Figura N° 22. Esquemático de simulación de la alternativa del proceso de Extracción de

líquido Joule Thomson.


líquido Refrigeración Mecánica.


líquido Turbo-Expansión.

Las simulaciones de las alternativas de proceso de extracción de líquidos permiten

determinar cual es más eficiente y rentable de los tres procesos.

Tabla 54. Escenario A. Resultados de las simulaciones de los procesos manejando 430

MMPCED.

Tabla 55. Escenario B. Resultados de las simulaciones de los procesos manejando 160

MMPCED.

Para el estudio de las alternativas se consideraron los escenarios A y B.

El escenario A considerando un manejo de gas 430 MMPCED, según Plan de Negocios 2007-2017. En la tabla N° 54 se muestra los resultados obtenidos en las simulaciones de las

alternativas de procesamiento del gas, se muestran las variables principales estudiadas,

teniendo en cuenta que los procesos no fueron optimados en su totalidad y que los

diagramas de flujo se realizaron lo más sencillo posible y sin variaciones en los equipos

utilizados para poder realizar una comparación simple y resultados objetivos. Se pueden

observar en las figuras N° 22, 23 y 24.

ESCENARIO A

RM 735,7 97 1,25 686 -47,76 38,23 70,21TE 1870,7 112 1,34 685 -44,84 38,38 70,35J-T 1870,7 112 1,43 596 -43,63 31,84 64,27

ALTERNATIVAS MANEJANDO 430 MMPCED% Factor de

RecobroCondensado no

estabilizado (MBD)Temperatura (°F) en el V-1

Presión ( Psig) en el V-1

% Molar de C3 en combustible

Condiciones Temperatura (°F) Condiciones Presión (PSIA) ALTERNATIVAS

ESCENARIO B

RM Actual 3,4 43,00RM 484,7 125 1,53 435 -47,92 16,478 71,09J-T 2519,7 125 1,4 590 -45,48 15,186 63,91

ALTERNATIVAS Condiciones Presión (PSIA) Condensado no estabilizado (MBD)

Condiciones Temperatura (°F)

Presión ( Psig) en el V-1

% Molar de C3 en combustible

ALTERNATIVAS MANEJANDO 160 MMPCED% Factor de

RecobroTemperatura (°F) en el V-1

Los procesos simulados, en forma general cuentan con una válvula controladora de

presión V-1, la cual se entrega de llevar el gas de alimentación hasta una presión de 1546

Psig para evitar el uso de un espesor mayor en los materiales de construcción de los

equipos y tuberías aguas abajo de la válvula, un sistema de preenfriamiento compuesto

por dos intercambiadores de calor, uno gas/gas E-1 y otro gas/Líquido E-2 los cuales

usan los productos de la etapa de refrigeración para preenfriar la alimentación, luego hay

una etapa de refrigeración la cual se encarga de condensar los diversos componentes

presentes en el gas de acuerdo al nivel de temperatura alcanzado y el proceso en

particular estudiado; seguidamente se tiene un separador general V-1 donde se separan

los líquidos condensados del gas alimentado y finalmente se tienen dos válvulas de

control de presión, LCV-1 para los líquidos del gas natural (LGN) y PCV-1 para el gas

proceso.

Realizando un análisis de los resultados presentados en la tabla N° 54, se puede decir,

que los tres procesos técnicos evaluados cumplen con las premisas y bases para

procesar el gas de proceso (% C3 en el gas es menor 2% molar, temperatura mínima en

los equipos mayores en el caso más extremo –47°F (-44 °C). Es importante señalar que

parte del gas de proceso se utilizará como gas combustible.

Se puede observar ciertas diferencias en las condiciones de operación de ciertos

equipos, debido fundamentalmente a las características de cada proceso en particular en

las condiciones de presión y temperatura de la alimentación. Por lo que visto de esta

manera el factor preponderante para decidir cual será la mejor alternativa es el aspecto

económico.

Tabla N° 56. Resultados de los cálculos del costo aproximado de las alternativas

manejando de 430 MMPCED.

Alternativa MMUS$ %REFRIGERACIÓN MECÁNICA 113,97 0,63

TURBO EXPANSOR 41,52 0,23JOULE THOMSON 25,58 0,14

TOTAL 181,08 1,00

113,97

41,52

25,58

0

20

40

60

80

100

120

MMUS$

REFRIGERACIÓN MECÁNICA TURBO EXPANSOR JOULE THOMSON

Alternativas

COSTOS GLOBALES PARA EL MANEJO DE 430 MMPCED

Figura N° 25. CCoossttooss gglloobbaalleess ppaarraa eell mmaanneejjoo ddee 443300 MMMMPPCCEEDD..

En la figura N° 25 y en la tabla N° 56 se muestran los costos globales clase V

aproximados de las alternativas evaluadas. (Ver anexo N°2, los cálculos realizados para

estimar estos costos), donde se nota la diferencia existente entre una planta Turbo –

Expansora (T-E) y una con Refrigeración Mecánica (R-M), con respecto a una planta que

opere con el proceso Joule-Thomson (J-T), 15.94 y 88.39 MMUS$ respectivamente.

Esta diferencia en los costos se debe principalmente a que el proceso Joule-Thomson

solo requiere del uso de válvulas de control de presión, cuya inversión inicial, costo de

operación y mantenimiento son mínimos en comparación con los otros procesos

estudiados.

Tabla 57. Resultados de los cálculos del costo/beneficio de las alternativas manejando de

430 MMPCED.

Alternativas BPD condensado BPD/MM$USR-M 38230 335,44T-E 38376 924,25J-T 31835 1244,42

335,44

924,25

1244,42

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

BPD/MMUS$

REFRIGERACIÓN MECÁNICA TURBO EXPANSOR JOULE THOMSON

Alternativas

Relación Beneficio/Costo para el manejo de 430 MMPCED

Figura N° 26. Relación Beneficio/Costo para el manejo de 430 MMPCED.

En las figuras N° 26 y en la tabla N° 57, se muestra la relación beneficio/costo de las

alternativas evaluadas, donde se observa claramente que la alternativa que produce

mayores beneficios a un menor costo es el proceso Joule-Thomson (J-T) presentando

una diferencia de 26% con respecto al proceso más cercano, Turbo-Expansión (T-E) y 73

% con respecto al proceso de Refrigeración Mecánica (R-M). Por estas razones, el

proceso Joule-Thomson es el seleccionado a optimizar.

El escenario B considerando un manejo de gas 160 MMPCED en la actualidad. Para este escenario solo se considero las alternativas de los procesos Joule-Thomson y

Refrigeración Mecánica, el proceso Joule-Thomson por ser la opción que presenta

menores costos y el proceso de Refrigeración Mecánico por ser este el principio utilizado

actualmente en la planta Lamarlíquido.

En la tabla N° 60 se muestra los resultados obtenidos en las simulaciones de las

alternativas de procesamiento del gas, se muestran las variables principales estudiadas,

teniendo en cuenta que los procesos no fueron optimados en su totalidad y que los

diagramas de flujo se realizaron lo más sencillo posible y sin variaciones en los equipos

utilizados para poder realizar una comparación simple y resultados objetivos.

Los procesos simulados, en forma general cuentan con una válvula controladora de

presión V-1, la cual se encarga de llevar el gas de alimentación hasta una presión de

1546 Psig para evitar el uso de un espesor mayor en los materiales de construcción de

los equipos y tuberías aguas abajo de la válvula, un sistema de preenfriamiento

compuesto por dos intercambiadores de calor, uno gas/gas E-1 y otro gas/Líquido E-2 los

cuales usan los productos de la etapa de refrigeración para preenfriar la alimentación,

luego hay una etapa de refrigeración la cual se encarga de condensar los diversos

componentes presentes en el gas de acuerdo al nivel de temperatura alcanzado y el

proceso en particular estudiado; seguidamente se tiene un separador general V-1 donde

se separan los líquidos condensados del gas alimentado y finalmente se tienen dos

válvulas de control de presión, LCV-1 para los líquidos del gas natural (LGN) y PCV-1

para el gas proceso.

Realizando un análisis de los resultados presentados en la tabla N° 60, se puede decir,

que los tres procesos técnicos evaluados cumplen con las premisas y bases para

procesar el gas de proceso (% C3 en el gas es menor 2% molar, temperatura mínima en

los equipos mayores en el caso más extremo –47°F (-44 °C). Es importante señalar que

parte del gas de proceso se utilizará como gas combustible.

Se puede observar ciertas diferencias en las condiciones de operación de ciertos

equipos, debido fundamentalmente a las características de cada proceso en particular en

las condiciones de presión y temperatura de la alimentación. Por lo que visto de esta

manera el factor preponderante para decidir cual será la mejor alternativa es el aspecto

económico.

Tabla 58. Resultados de los cálculos del costo aproximado de las alternativas manejando

de 160 MMPCED.

Alternativas MMUS$ %REFRIGERACIÓN MECÁNICA ACTUAL (MTTO) 34,12 0,31

REFRIGERACIÓN MECÁNICA 48,92 0,44TURBO EXPANSOR 17,43 0,16JOULE THOMSON 10,98 0,10

TOTAL 111,44 1,00

0

5

10

15

20

25

30

35

40

45

50

MMUS$

REFRIGERACIÓNMECÁNICA ACTUAL

(MTTO)

REFRIGERACIÓNMECÁNICA

TURBO EXPANSOR JOULE THOMSON

Alternativas

Costos Globales para el manejo de 160 MMPCED

Figura N° 27. CCoossttooss gglloobbaalleess ddee llaass aalltteerrnnaattiivvaass mmaanneejjaannddoo 116600 MMMMPPCCEEDD..

En la figura N° 27 y en la tabla N° 58 se muestran los costos globales clase V

aproximados de las alternativas evaluadas Joule-Thomson y Refrigeración Mecánica. Por

otra parte se muestran los costos de reparación de la planta Lamarlíquido. (Ver anexo N°

2, Presupuesto Parada de Planta Lamarlíquido), se nota una diferencia de los costos de

14.8 MMUS$ entre instalar una planta de Refrigeración Mecánica nueva y el restaurar la

existente. Por otra parte si se compara la relación beneficio/costo entre ambos casos se

puede observar que tiene una mejor relación beneficio/costo la alternativa de instalar una

nueva planta de refrigeración mecánica con respecto a la planta actual.

En el anexo N°2, se pueden los cálculos realizados para estimar los costos, donde se

nota la diferencia existente entre una planta nueva de Refrigeración Mecánica (R-M), con

respecto a una planta que opere con el proceso Joule-Thomson (J-T), 37.94 MMUS$.

Esta diferencia en los costos se debe principalmente a que el proceso Joule-Thomson

solo requiere del uso de válvulas de control de presión, cuya inversión inicial, costo de

operación y mantenimiento son mínimos en comparación con los otros procesos

estudiados.

Tabla 59. Resultados de los cálculos del costo/beneficio de las alternativas manejando

de 160 MMPCED.

Alternativas BPD condensado BPD/MM$US BPD estabilizadoR-M (actua) 5887 172,57 3400R-M (nueva) 16478 336,85 12688

J-T 15186 1383,04 11693

172,57

336,85

1383,04

0

200

400

600

800

1000

1200

1400

BPD/MMUS$

REFRIGERACIÓN MECÁNICAACTUAL

REFRIGERACIÓN MECÁNICA JOULE THOMSON

Alternativas

RELACIÓN BENEFICIO/COSTO PARA EL MANEJO DE 160 MMPCED

Figura N° 28. Relación Beneficio/Costo para el manejo de 160 MMPCED.

En las figuras N° 28 y en la tabla N° 59, se muestra la relación beneficio/costo de las

alternativas evaluadas, donde se observa claramente que la alternativa que produce

mayores beneficios a un menor costo es el proceso Joule-Thomson (J-T) presentando

una diferencia de 76% con respecto al proceso de Refrigeración Mecánica (R-M). Por

estas razones, el proceso Joule-Thomson es el seleccionado a optimizar.

44..77.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNN DDEE LLAA TTOORRRREE DDEESSEETTAANNIIZZAADDOORRAA

Figura N° 29. Esquemático de simulación de la Torre Desetanizadora.

Tabla 60. Resultados de la Simulación de la torre desetanizadora con el proceso Joule

Thomson.

Se considero una corriente de gas de una tasa de 47223,688 lb-mol/hr (430 MMPCED),

que pasa a través de la válvula FCV1 donde disminuye la presión al gas hasta 1400

Psig, luego se divide y pasa a la primera zona de enfriamiento.

En esta etapa el 43% del gas alimentado pasa por el intercambiador de calor gas/gas E-1

y el resto 57% pasa por los intercambiadores de calor gas/gas E-2 y gas/líquido E-3 que

se encuentran en serie. Estos intercambiadores utilizan como medio de intercambio de

calor los productos del proceso (gas de proceso, gas residual de la torre desetanizadora y

líquidos del gas natural (LGN) sin estabilizar, respectivamente), los cuales reducen la

temperatura del gas hasta 26°F aproximadamente. En esta etapa se inyecta el inhibidor

de glicol (etilenglicol), a través de los intercambiadores de calor E-1 y E-2.

Los productos de la etapa de preenfriamiento se mezclan para luego sufrir una primera

expansión isentálpica en la válvula JT-2 hasta 950 psig, que enfría la corriente hasta unos

3.02 °F aproximadamente. Esta corriente en forma de mezcla entra al separador trifásico

V-1

donde se obtienen unos 38963,249 lb-mol/hr (355 MMPCED) de gas deshidratado,

líquidos de gas natural (LGN) sin estabilizar y el etilenglicol saturado en agua.

El gas deshidratado entra en el intercambiador de calor E-4 que sirve de preenfriador de

la segunda etapa de expansión isentálpica y lleva la temperatura del gas hasta 7.67°F

aproximadamente. Esta corriente va a la válvula JT (segunda etapa de expansión) donde

se expande hasta 560 Psig, causando que la corriente se enfríe hasta una temperatura

de –36,02 °F, aproximadamente. Esta mezcla entra al separador bifásico V-2 donde se

obtiene el gas de pobre de proceso con un volumen de 36500.0410 lb-mol/hr (332

MMPCED), aproximadamente y los líquidos del gas natural (LGN) sin estabilizar. El gas de proceso obtenido en el separador V-2 se utiliza como medio receptor de calor

en el intercambiador de calor E-4, luego pasa a través de una válvula controladora de

presión PCV2 para llevar este gas a la presión requerida para ser usado como gas

proceso y gas combustible y aprovechar la disminución de temperatura producto de la

expansión sufrida en esta válvula para aumentar la transferencia de calor en el E-1. El gas

J-T 1856 112 1,9 560 -36,02 24,50 363 202,97 67,1

Temperatura del condensado (°F)

Presión del condensado (psig)ALTERNATIVA Condición Presión

(Psig) Condición

Temperatura (°F) % Molar de C3 en

combustiblePresiónen el V-2

(Psig) Temperatura en el V-2 (°F)

Condensado estabilizado (MBD)

% Factor de Recobro

a la salida del E-1 es enviado nuevamente al proceso de compresión y otra parte es

utilizado como combustible teniendo una presión de 335 Psig y 81.4 °F.

Igualmente los líquidos del gas natural (LGN) obtenidos en los separadores V-1 y V-2 son

expandidos en las válvulas LCV-1 y LCV-2 donde alcanzan una presión de 370 Psig para

acercarse a la presión de operación de la torre desetanizadora T-1. Los productos de las

válvulas LCV-1 y LCV-2 son mezclados antes de entrar al condensado de la torre E-6B

donde aprovechan las temperaturas alcanzadas, por efecto de la expansión, para

condensar los vapores de la torre T-1. Los líquidos de gas natural (LGN) que salen a

21.24 °F y a una la presión 365 psig del intercambiador de calor E-6B y de allí van a la

primera zona de expansión isentálpica para preenfriar la alimentación en el

intercambiador de calor E-3. Los líquidos del gas natural (LGN) obtenidos en el proceso

son estabilizados en la torre T-1, obteniéndose un producto de fondo con una relación

molar C2/C3 << 0,03, con una presión de 363 psig y una temperatura de 202.97 °F.

En la tabla N° 61 se puede observar el cálculo de glicol a inyectar.

Tabla N° 61. Cálculo de volumen de glicol a inyectar.

Data EGFlujo de inhibidorTemp. Formación hidratos (Tfh) (°F) 69Temp. sistema (Ts) (°F) 0Descenso crioscópico (d) (°F) 69% Molar del Agua en la entrada 0,114Contenido de agua a la Entrada (Lb/hr) 966,4Contenido de agua a la Salida (Lb/MMPCED) 7Contenido de agua a la Salida (Lb/hr) 125,4Cantidad de agua a remover (Lb/MMPCED) 841,0Caudal de gas de Entrada (Qg) (MMPCED) 430Flujo Molar de Gas de Entrada (Lbmol/hr) 47224Concentración inhibidor (wt) (%wt) 51,7Constante crioscopica 4000PM inhibidor (PMi) (Lb/Lbmol) 62,1Densidad del Glicol (Lb/Galon) 9,34Masa de Glicol (Lb/hr) 900,9Vólumen inyectado (Galón/hr) 96,5Vólumen inyectado (GPM) 1,61

44..88.. SSIIMMUULLAACCIIÓÓNN DDEE LLAA DDIISSPPOOSSIICCIIÓÓNN DDEE LLOOSS LLÍÍQQUUIIDDOOSS DDEELL GGAASS

NNAATTUURRAALL UUTTIILLIIZZAANNDDOO EELL PPAAQQUUEETTEE DDEE SSIIMMUULLAACCIIOONN PPIIPPEEPPHHAASSEE VVEERRSSIIÓÓNN

99..11

Situación Actual (caso base).

Figura N° 30. Esquemático de la simulación de la disposición de los líquidos desde las

plantas Lamarlíquido y Lamaproceso.

Tabla N° 62. Resultados de la disposición de los líquidos desde las plantas Lamarlíquido

y Lamaproceso.

Instalación Presión (PSIG) Temperatura (°F) Flujo (BBL/DIA)

Fraccionamiento Bajo Grande 350 85 6100

Planta Lamaproceso 381 130 3200 Planta Lamalíquido 394 130 2900

SISTEMA DE DISPOSICIÓN HACIA LA PLANTA DE FRACCIONAMIENTO BAJO GRANDE

Fuentes

Sumideros

Tabla N° 63. Caídas de presión y velocidades en el sistema de disposición de los líquidos

de las plantas Lamarlíquido y Lamaproceso.

En las tablas N° 62 y N° 63 se puede observar los resultados obtenidos en la simulación

del sistema de disposición actual de los líquidos del gas natural (LGN). Como se indica en la tabla N° 62 se obtuvieron los valores de presión de 381 y 394 psig

de las plantas Lamaproceso y Lamarlíquido respectivamente; estos valores presión

requerida se encuentran por debajo de las presiones máximas de bombeo (780 y 1000

psig).

Por otra parte en la N° 63 se muestran una caída de presión de y una velocidad del fluido

el tramo de la planta Lamarlíquido hasta la planta Lamaproceso de 0.06 pie líquido/100

pies de tubería y una velocidad de 0.96 pie/seg., encontradose estos parámetros por

debajo de los recomendados por La Norma PDVSA N° 90616.1.024 Dimencionamiento de

tuberías de proceso (Ver anexo N°1).

Por esta razón el sistema actual esta en capacidad de recibir un volumen adicional de

líquidos de gas natural.


de las plantas Lamarlíquido y Lamaproceso considerando un volumen adicional 10 MBD.

Origen (psig) Destino (psig)Lamarlíquido Lamaproceso

393,7 380,6 13,1 60,1 98425,2 0,06 2---4 0,96 3---5Origen (psig) Destino (psig)Lama Proceso Bajo Grande

380,6 350 30,6 140,5 223097 0,06 2---4 1,16 3---5

pie liquido/100 pies de tubería Caída de presión

Velocidad. pies/seg

Velocidad pies/seg recomendada.

Caída de presión

Velocidad. pies/seg


Caída de presión (Psig)


Longitud (pies)

Longitud (pies)

Altura H (pies)

Altura H (pies)

pie liquido/100 pies de tubería


771,6 545,3 226,3 1039,0 98425,2 1,06 2---4 4,26 3---5

Lama Proceso Bajo Grande545,3 350 195,3 896,6 223097 0,40 2---4 3,04 3---5

Caída de presión

Velocidad. pies/seg



Altura H (pies)

Longitud (pies)


Velocidad. pies/seg



Longitud (pies)

Altura H (pies)









831,2 569,5 261,7 1201,5 98425,2 1,22 2---4 4,59 3---5


Caída de presión

Velocidad. pies/seg



Altura H (pies)

Longitud (pies)


Velocidad. pies/seg



Longitud (pies)

Altura H (pies)


Origen (psig) Destino (psig) Caída de presión Altura H Longitud pie liquido/100 pies de tuberíaLamarlíquido Lamaproceso

894,7 595 299,7 1376,0 98425,2 1,40 2---4 4,92 3---5Caída de presión Altura H Longitud pie liquido/100 pies de tubería

Lama Proceso Bajo Grande595 350 245 1124,8 223097 0,50 2---4 3,42 3---5

Caída de presión

Velocidad. pies/seg


Caída de presión

Velocidad. pies/seg



962,2 621,9 340,3 1562,4 98425,2 1,59 2---4 5,25 3---5Caída de presión Altura H Longitud pie liquido/100 pies de tubería


Velocidad. pies/seg


Caída de presión

Velocidad. pies/seg


Caída de presión



Figura N° 31. Estudio hidráulico del sistema de disposición de los LGN de las plantas de

extracción Lamarlíquido y Lamaproceso caída de presión Vs. Barriles (MBD).


1033,6 650,3 383,3 1759,8 98425,2 1,79 2---4 5,58 3---5Caída de presión Altura H Longitud pie liquido/100 pies de tubería


Velocidad. pies/seg


Caída de presión

Velocidad. pies/seg


Caída de presión

ESTUDIO HIDRAÚLICO DEL SISTEMA DE DISPOSICIÓN DE LGN DE LAS PLANTAS DE EXTRACCIÓN LAMARLÍQUIDO Y LAMAPROCESO

0,00

0,50

1,00

1,50

2,00

2,50

3,00

3,50

4,00

4,50

0 2 4 6 8 10 12 14

MBD

Pie/

100

Pies

Tub

. RANGO DE CAÍDA DE PRESIÓN RECOMENDADA

TRAMO LAMARLÍQUIDO - LAMAPROCESO

TRAMO LAMAPROCESO - PLANTA DE FRACCIONAMIENTO BG

13


0,00

0,50

1,00

1,50

2,00

2,50

3,00

3,50

4,00

4,50

0 2 4 6 8 10 12 14

MBD

Pie/

100

Pies

Tub

. RANGO DE CAÍDA DE PRESIÓN RECOMENDADA



13

RANGO DE CAÍDA DE PRESIÓN RECOMENDADA



13

Figura N° 32. Estudio hidráulico del sistema de disposición de los LGN de las plantas de

extracción Lamarlíquido y Lamaproceso caída de Velocidad Vs. Barriles (MBD).

Para el cálculo de el volumen máximo adicional en el sistema disposición existente se

realizaron varias simulaciones variando el volumen de líquidos y determinados los valores

de caídas de presión y velocidades como se observa en las tablas N° 64, 65, 66, 67 y 68.

En tabla N° 68 considerando un volumen adicional de 14 MBD se observa un incremento

en la velocidad de 5.58 pies/seg., por encima del rango de la velocidad recomendada

(3-5 pie/seg.); por esto se determino que el sistema disposición actual puede recibir hasta

un volumen máximo de 13 MBD.

En la tabla N° 67 se observa que se alcanzaron valores de caída de presión de 1.59 y

0.56 pie líquido/100 pies de tubería de los tramos de la planta Lamarlíquido hasta la

planta Lamaproceso y de la planta Lamaproceso hasta la planta de Fraccionamiento Bajo

Grande respectivamente. Y con respecto a las velocidades alcanzadas valores de


0,00

1,00

2,00

3,00

4,00

5,00

6,00

7,00

0 2 4 6 8 10 12 14

MBD

Pies

/Seg RANGO DE VELOCIDAD RECOMENDADA



13


0,00

1,00

2,00

3,00

4,00

5,00

6,00

7,00

0 2 4 6 8 10 12 14

MBD

Pies

/Seg RANGO DE VELOCIDAD RECOMENDADA



13

velocidades de 5.25 y 3.61 pie /seg. de los tramos de la planta Lamarlíquido hasta la

planta Lamaproceso y de la planta Lamaproceso hasta la planta de Fraccionamiento Bajo

Grande respectivamente, por lo que se puede determinar que las caídas de presión y

velocidades se encuentran dentro de los rangos recomendados en la norma PDVSA N°

90616.1.024 Dimencionamiento de tuberías de proceso (Ver anexo N°1); excepto la

velocidad del tramo de la planta Lamarlíquido hasta la planta Lamaproceso que se excede

un poco del límite de velocidad, pero considerando lo establecido en la norma PDVSA N°

90616.1.024 Dimencionamiento de tuberías de proceso (Ver anexo N°1), sobre la

velocidad máxima para descarga de bombas es de 6 pies/seg. y que se va a manejar un

volumen de 12 MBD en el año 2012 según plan de negocios 2007-2017, se determino que

el sistema actual puede manejar hasta 13 MBD.

44..99.. EEVVAALLUUAACCIIÓÓNN DDEE LLAASS AALLTTEERRNNAATTIIVVAASS DDEE DDIISSPPOOSSIICCIIÓÓNN DDEE LLOOSS

LLÍÍQQUUIIDDOOSS

La evaluación de las distintas alternativas de disposición de los líquidos de gas natural

(LGN) se seleccionó al igual que la mayoría de las decisiones tomadas, tomando en

cuenta la experiencia en PDVSA y con la ayuda del material técnico y operacional del

área de la unidad de explotación Lagocinco.

Haciendo un análisis de las distintas alternativas se puede decir en forma general que:

Opción N° 1: Enviar 13 MBD de los líquidos del gas natural (LGN) de la nueva planta de

extracción (Joule- Thomson) hacia el sistema actual de disposición y el excedente (11.5

MBD) a través de una tubería nueva de 74.3 Km.

Opción N° 2: Enviar 24.5 MBD de los líquidos del gas natural (LGN) desde la planta de la

nueva planta de extracción (Joule- Thomson) hasta de el área de Fraccionamiento Bajo

Grande a través de una tubería nueva de 74.3 Km.

Opción N° 1:

Figura N° 33. Esquemático simulación del sistema de disposición, considerando 13 MBD

de la nueva planta de extracción.

Tabla 69. Determinación de costos de tubería y potencia de bombas.

Diámetro Costo Tubería (MMBsF) Presión succión (psig) Presión Descarga (psig) HP Costo Bomba (MMBsF) Costo Total (MMBsF)2 23,468 360 95398 25812 70,303 93,7714 30,62 360 3321,5 804 3,949 34,5656 37,44 360 713,1 96 0,677 38,1168 44,16 360 440,4 22 0,199 44,35510 61,31 360 378,9 5 0,058 61,366

Figura N° 34. Determinación del diámetro óptimo de tubería para manejar 11,5 MBD.

En la figura N° 34 se observa los costos por tubería, costos de bomba y costos totales

para distintos diámetros de tuberías, observándose en la figura un costo total mínimo de

30 MMBs. para un diámetro de 5”, por esta razón se considero un diámetro óptimo de la

tubería 6” Schule 40 para manejar los 11.5 MBD; que es diámetro comercial.

Adicionalmente se realizo el cálculo del diámetro óptimo de la tubería por la ecuación

(138) según Campbell. Ambos cálculos dieron como resultados que se requiere de una

tubería de diámetro 6” para manejar 11,5 MBD, el cual fue el diámetro que se utilizo para

realizar las simulaciones de la alternativa opción N°1.

DETERMINACIÓN DIÁMETRO ÓPTIMO DE TUBERÍA PARA MANEJAR 11,5 MBD

0,000

10,000

20,000

30,000

40,000

50,000

60,000

70,000

80,000

90,000

100,000

0 2 4 6 8 10 12

Diámetro (pulg)

Cos

to (M

MB

s)

Costo Tubería Costo Bomba Costo Total

≈ 5

31,0

45,0

())((

)=

ρmAdóptimo

lg56,5 pudóptimo =

Según Campbell:

lg6 pud doSelecciona =


0,000

10,000

20,000

30,000

40,000

50,000

60,000

70,000

80,000

90,000

100,000

0 2 4 6 8 10 12

Diámetro (pulg)

Cos

to (M

MB

s)


≈ 5

31,0

45,0

())((

)=

ρmAdóptimo

lg56,5 pudóptimo =

Según Campbell:


≈ 5

31,0

45,0

())((

)=

ρmAdóptimo

lg56,5 pudóptimo =

Según Campbell:


Tabla 70. Resultados de la disposición de los líquidos con la nueva planta de extracción

hacia la Planta de Fraccionamiento Bajo Grande.


hacia la nueva planta de fraccionamiento.


Planta de Fraccionamiento Nueva 350 85 11500

Planta nueva Extracción 713,1 130 11500

Sumideros

Fuentes

SISTEMA DE DISPOSICIÓN DE LOS LÍQUIDOS HACIA LA PLANTA NUEVA DE FRACCIONAMIENTO


Fraccionamiento Bajo Grande 350 85 19100

Planta Lamaproceso 622 130 3200 Planta Lamalíquido 962 130 2900

Planta nueva Extracción 962 130 13000

SISTEMA DE DISPOSICIÓN HACIA LA PLANTA DE FRACCIONAMIENTO BAJO GRANDE

Sumideros

Fuentes

Figura N° 35. Estudio hidráulico del sistema de disposición de 11.5 MBD de la planta

propuesta (Joule-Thomson).

Tabla 72. Caída de presión y velocidad en la tubería de 6” desde la planta extracción

nueva hacia la planta de Fraccionamiento Bajo Grande.

Origen (psig) Destino (psig)Planta nueva Bajo Grande

713,1 350 363,1 1667,0 243766 0,68 2---4 3,79 3---5


Velocidad. pies/seg



Altura H (pies)

Longitud (pies)

ESTUDIO HIDRAÚLICO DEL SISTEMA DE DISPOSICIÓN DE 11,5 MBD DE LGN DE LA PLANTA PROPUESTA (JOULE THOMSON)

0,00

1,00

2,00

3,00

4,00

5,00

6,00

2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

DIÁMETRO (pulg)

pie/

100

pie

tub

0

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

pie/

seg

pie/100 pies tub. velocidad (pie/s)

CAÍDA DE PRESIÓN RECOMENDADA

VELOCIDAD RECOMENDADA


0,00

1,00

2,00

3,00

4,00

5,00

6,00

2 3 4 5 6 7 8 9 10 11 12

DIÁMETRO (pulg)

pie/

100

pie

tub

0

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

pie/

seg




En las tablas N° 70 y N° 71 se puede observar los resultados obtenidos en la simulación

del sistema de disposición de los líquidos del gas natural (LGN) del nuevo esquema

planteado. Como se indica en las tablas se obtuvieron los valores de presión de 622, 962, 962 y

713,1 psig de las plantas Lamaproceso, Lamarlíquido y la planta de extracción propuesta

(Joule-Thomson) respectivamente; estos valores presión requerida se encuentran por

debajo de las presiones máximas de bombeo (780 y 1000 psig).

Por otra parte en la N° 72 se muestran una caída de presión y una velocidad del fluido el

tramo de la planta extracción propuesta hasta la planta Fraccionamiento de 0.68 pie

líquido/100 pies de tubería y una velocidad de 3.79 pie/seg., encontradose estos

parámetros por debajo de los recomendados por La Norma PDVSA N° 90616.1.024

Dimencionamiento de tuberías de proceso (Ver anexo N°1).

Opción N° 2:

Figura N° 36. Esquemático simulación del sistema de disposición, considerando 24.5

MBD de la nueva planta de extracción.

Tabla 73. Caída de presión y velocidad en la tubería de 8” desde la planta extracción

nueva hacia la planta de Fraccionamiento Bajo Grande.

Figura N° 37. Determinación del diámetro óptimo de tubería para manejar 24,5 MBD.

Diámetro (pulg) Costo Tubería (MMBsF) Presión succión (psig) Presión Descarga (psig) HP Costo Bomba (MMBsF) Costo Total (MMBsF)4 30,62 360 13612 7668 25,671 56,296 37,44 360 1944,2 917 4,405 41,848 44,16 360 740,8 220 1,347 45,5010 61,31 360 472,8 65 0,49 61,8012 67,98 360 406 27 0,236 68,22


0,00

10,00

20,00

30,00

40,00

50,00

60,00

70,00

80,00

2 4 6 8 10 12 14

Diámetro (pulg)

Cos

to (M

MB

s)


≈ 7

31,0

45,0

())((

)=

ρmAdóptimo

lg82,7 pudóptimo =

Según Campbell:

lg8pud doSelecciona =


0,00

10,00

20,00

30,00

40,00

50,00

60,00

70,00

80,00

2 4 6 8 10 12 14

Diámetro (pulg)

Cos

to (M

MB

s)


≈ 7

31,0

45,0

())((

)=

ρmAdóptimo

lg82,7 pudóptimo =

Según Campbell:

lg8pud doSelecciona =

En la figura N° 37 se observa los costos por tubería, costos de bomba y costos totales

para distintos diámetros de tuberías, observándose en la figura un costo total mínimo de

40 MMBs. para un diámetro de 7”, por esta razón se considero un diámetro óptimo de la

tubería 8” Schule 40 para manejar los 24.5 MBD; que es diámetro comercial.

Adicionalmente se realizo el cálculo del diámetro óptimo de la tubería por la ecuación

(138) según Campbell. Ambos cálculos dieron como resultados que se requiere de una

tubería con un diámetro de 8” para manejar 24,5 MBD, el cual fue el diámetro que se

utilizo para realizar las simulaciones de la alternativa opción N°2.


hacia el sistema de fraccionamiento Bajo Grande.

Instalación Presión (PSIG) Temperatura (°F) Flujo (MBD)

Fraccionamiento Bajo Grande 350 85 30,6

Planta Lamaproceso 381 130 3,2 Planta Lamalíquido 394 130 2,9

Planta nueva Extracción 741 130 24,5

SISTEMA DE DISPOSICIÓN HACIA PLANTA DE FRACCIONAMIENTO BAJO GRANDE

Sumideros

Fuentes

Figura N° 38. Estudio hidráulico del sistema de disposición de 24.5 MBD de la planta

extracción propuesta (Joule-Thomson) hasta la planta de Fraccionamiento Bajo Grande

Tabla 75. Caída de presión y velocidad en la tubería de diámetro de 8” desde la planta

extracción nueva hacia la planta de Fraccionamiento Bajo Grande.

Origen (psig) Destino (psig)Planta nueva Bajo Grande

740,8 350 390,8 1794,2 243766 0,74 2---4 4,67 3---5

Caída de presión

Velocidad. pies/seg



Altura H (pies)

Longitud (pies)



3,00

0,74

4,67

8,08

0,00

0,50

1,00

1,50

2,00

2,50

3,00

3,50

4,00

4,50

5,00

5 6 7 8 9

DIÁMETRO (pulg)

pie/

100

pie

tub

0

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

pie/

seg





3,00

0,74

4,67

8,08

0,00

0,50

1,00

1,50

2,00

2,50

3,00

3,50

4,00

4,50

5,00

5 6 7 8 9

DIÁMETRO (pulg)

pie/

100

pie

tub

0

1

2

3

4

5

6

7

8

9

10

pie/

seg




En la tabla N° 74 se puede observar los resultados obtenidos en la simulación del

sistema de disposición de los líquidos del gas natural (LGN) del nuevo esquema

planteado. Como se indica en la tabla se obtuvieron los valores de presión de 381, 394 y 741 psig de

las plantas Lamaproceso, Lamarlíquido y la planta de extracción propuesta (Joule-

Thomson) respectivamente; estos valores presión requerida se encuentran por debajo de

las presiones máximas de bombeo (780 y 1000 psig).

Por otra parte en la N° 75 se muestran una caída de presión y una velocidad del fluido el

tramo de la planta extracción propuesta hasta la planta Fraccionamiento Bajo Grande de

0.74 pie líquido/100 pies de tubería y una velocidad de 4.67 pie/seg., encontradose estos

parámetros por debajo de los recomendados por La Norma PDVSA N° 90616.1.024

Dimencionamiento de tuberías de proceso (Ver anexo N°1).

Tabla N° 76. Evaluación económico de la propuesta de menor costo.

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017Valor de Salvamento 8,00Inversión Inicial (MMBs) 80,03Tubería 74,3 Km/ 6" STD 37,44(02) Bombas de transf 11,5 MBD/200 HP 2,49Planta de Fraccionamiento 18 MBD 40,10Costos de Mantenimiento (MMBs) 2,40 2,40 2,40 2,40 2,40 2,40 2,40 2,40 2,40 2,40Costos Electricidad (MMBs) 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29Depreciación 8,00 8,00 8,00 8,00 8,00 8,00 8,00 8,00 8,00 8,00TOTAL EGRESO 80,0 10,7 10,7 10,7 10,7 10,7 10,7 10,7 10,7 10,7 10,7TOTAL INGRESO 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 8,0

FLUJO DE CAJA -80,0 -10,7 -10,7 -10,7 -10,7 -10,7 -10,7 -10,7 -10,7 -10,7 -2,7

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017Valor de Salvamento 8,77Inversión Inicial (MMBs) 87,74Tubería 74,3 Km/ 8" STD 44,16(02) Bombas de transf de 24,5 MBD /300 HP 3,49Planta de Fraccionamiento 18 MBD 40,10Costos de Mantenimiento (MMBs) 2,63 2,63 2,63 2,63 2,63 2,63 2,63 2,63 2,63 2,63Costos Electricidad (MMBs) 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1 0,1Depreciación 8,77 8,77 8,77 8,77 8,77 8,77 8,77 8,77 8,77 8,77TOTAL EGRESO 87,7 11,5 11,5 11,5 11,5 11,5 11,5 11,5 11,5 11,5 11,5TOTAL INGRESO 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 0,0 8,8

FLUJO DE CAJA -87,74 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -2,74

OPCION Nº1: Enviar 13 MBD de líquidos del gas natural (LGN) al sistema existente y 11,5 MBD por una tubería nueva

OPCION Nº2: Enviar 24,5 MBD de líquidos del gas natural (LGN) desde la Planta extracción nueva hasta Planta de Fraccionamiento

Tabla N° 77. Valor presente neto (VPN) de la opción N° 1.

FLUJO DE CAJA NETO (FCN)2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017

AÑO: 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10INVERSIÓN (MMBs) -80,03INGRESOS (MMBs) 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 0,00 8,00EGRESO (MMBs) 10,69 10,69 10,69 10,69 10,69 10,69 10,69 10,69 10,69 10,69FLUJO DE CAJA NETO (MMBs) -80,03 -10,69 -10,69 -10,69 -10,69 -10,69 -10,69 -10,69 -10,69 -10,69 -2,69ÍNDICE DE INFLACIÓN 1,00 1,15 1,32 1,52 1,75 2,01 2,31 2,66 3,06 3,52 4,05FLUJO DE CAJA NETO CON INFLACION

CÁLCULO DEL VALOR PRESENTE NETO (VPN)

TASA DE INFLACIÓN 15%

TASA DE DESCUENTO 10%

VALOR PRESENTE/AÑO (Fórmula) -1000,00 100/(1+0,1)^2 200/(1+0,1)^3 300/(1+0,1)^4 400/(1+0,1)^5 500/(1+0,1)^6 600/(1+0,1)^7 600/(1+0,1)^8 700/(1+0,1)^9 600/(1+0,1)^10 600/(1+0,1)^11

VALOR PRESENTE/AÑO -80 -9,72 -8,83 -8,03 -7,30 -6,64 -6,03 -5,49 -4,99 -4,53 -1,04

FLUJO DE CAJA DESCONTADO (MMBs) -80 -89,75 -98,58 -106,61 -113,91 -120,55 -126,59 -132,07 -137,06 -141,59 -142,63

VPN (@ 10%) (MMBs) -143VPN (MMBs) CALCULADO CON EXCEL -143

PROPUESTA DE MENOR COSTO OPCIÓN N°1

Tabla N° 78. Valor presente neto (VPN) de la opción N° 2.


AÑO: 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10INVERSIÓN (MMBs) -87,74INGRESOS (MMBs) 0 0 0 0 0 0 0 0 0,00 8,77EGRESO (MMBs) 11,52 11,52 11,52 11,52 11,52 11,52 11,52 11,52 11,52 11,52FLUJO DE CAJA NETO (MMBs) -87,74 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -11,52 -2,74ÍNDICE DE INFLACIÓN 1,00 1,15 1,32 1,52 1,75 2,01 2,31 2,66 3,06 3,52 4,05FLUJO DE CAJA NETO CON INFLACION





VALOR PRESENTE/AÑO -88 -10,47 -9,52 -8,65 -7,87 -7,15 -6,50 -5,91 -5,37 -4,88 -1,06

FLUJO DE CAJA DESCONTADO (MMBs) -88 -98,21 -107,73 -116,38 -124,24 -131,39 -137,89 -143,80 -149,18 -154,06 -155,12

VPN (@ 10%) (MMBs) -155VPN (MMBs) CALCULADO CON EXCEL -155

PROPUESTA DE MENOR COSTO OPCIÓN N°2

Figura N° 39. Flujo de caja de las opciones de disposición de líquidos del gas natural

(LGN).

En la tablas N° 76, 77 y 78 y en la figura N° 39; se puede observar los resultados de la

evaluación económica de la propuesta de menor costo. En donde se muestra que la

opción N°1 (disposición de 13 MBD al sistema existente y 11.5 MBD a través de un

nuevo sistema de disposición de líquidos del gas natural (LGN)), presenta el menor valor

presente neto (VPN); es decir, menores costos.

EVALUACIÓN ECONÓMICA MENOR COSTO PARA LAS OPCIONES PROPUESTAS

-100,00

-90,00

-80,00

-70,00

-60,00

-50,00

-40,00

-30,00

-20,00

-10,00

0,002007 2009 2011 2013 2015 2017

AÑOS

FLU

JO D

E C

AJA

(MM

B

PROPUESTA DE MENOR COSTO OPCIÓN N°1 PROPUESTA DE MENOR COSTO OPCIÓN N°2

VPN OPCIÓN 1 = - 143 MMBs


OPCIÓN SELECCIONADA:

DISPOSICIÓN DE 13 MBD AL SISTEMA EXISTENTE Y

11,5 MBD A TRAVÉS DE UN NUEVO SISTEMA

EVALUACIÓN ECONÓMICA MENOR COSTO PARA LAS OPCIONES PROPUESTAS

-100,00

-90,00

-80,00

-70,00

-60,00

-50,00

-40,00

-30,00

-20,00

-10,00

0,002007 2009 2011 2013 2015 2017

AÑOS

FLU

JO D

E C

AJA

(MM

B

PROPUESTA DE MENOR COSTO OPCIÓN N°1 PROPUESTA DE MENOR COSTO OPCIÓN N°2



OPCIÓN SELECCIONADA:

DISPOSICIÓN DE 13 MBD AL SISTEMA EXISTENTE Y

11,5 MBD A TRAVÉS DE UN NUEVO SISTEMA

44..1100.. RREESSUULLTTAADDOO DDEELL CCÁÁLLCCUULLOO DDEE LLAA RREENNTTAABBIILLIIDDAADD DDEELL PPRROOYYEECCTTOO

GGLLOOBBAALL..

Tabla N° 79. Estudio técnico- económico del proyecto de extracción de líquido en la

Unidad de Explotación Lagocinco, según plan de negocios PDVSA 2007-2017.

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017Prod.de Gas (MMPCED) 278,0 286,9 298,7 311,9 326,3 369,0 433,8 498,2 548,4 589,6Prod.de Gas a procesar (MMPCED) 118,0 126,9 138,7 151,9 166,3 209,0 273,8 338,2 388,4 429,6Prodcción de LGN (MBD) 6,74 7,25 7,92 8,68 9,50 11,94 15,64 19,32 22,18 24,54Propano (MBD) 3,49 3,75 4,10 4,49 4,92 6,18 8,10 10,01 11,49 12,7i-Butano (MBD) 0,77 0,83 0,91 1,00 1,09 1,37 1,80 2,22 2,55 2,8n-Butano (MBD) 1,37 1,48 1,62 1,77 1,94 2,43 3,19 3,94 4,52 5,0Gasolina Natural (MBD) 1,10 1,18 1,29 1,41 1,55 1,95 2,55 3,15 3,62 4,0Venta Propano (MMBsF) 167,1 179,7 196,4 215,1 235,5 296,0 387,8 479,1 550,1 608,5Venta iButano (MMBsF) 46,8 50,3 55,0 60,3 66,0 82,9 108,6 134,2 154,1 170,5Venta nButano (MMBsF) 83,1 89,3 97,6 106,9 117,0 147,1 192,7 238,1 273,4 302,4Venta Gasolina (MMBsF) 69,85 75,08 82,09 89,91 98,41 123,69 162,07 200,21 229,89 254,28Ingreso Total MMBsF 366,9 394,4 431,2 472,3 516,9 649,7 851,3 1051,6 1207,5 1335,6Valor de Salvamento 13,5Inversión Inicial MMBsF 135,03Planta de extracción J-T 55,00Costos de Mantenimiento 4,05 4,05 4,05 4,05 4,05 4,05 4,05 4,05 4,05 4,05Costos Operación 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29 0,29Depreciación 12,15 12,15 12,15 12,15 12,15 12,15 12,15 12,15 12,15 12,15TOTAL EGRESO 135,0 16,5 16,5 16,5 16,5 16,5 16,5 16,5 16,5 16,5 16,5TOTAL INGRESO 0,0 366,9 394,4 431,2 472,3 516,9 649,7 851,3 1051,6 1207,5 1349,1

FLUJO DE CAJA -135,0 350,4 377,9 414,7 455,8 500,4 633,2 834,8 1035,1 1191,0 1332,6

Precio Propano 61,00 $/BarrilPrecio iButano 77,00 $/BarrilPrecio nButano 77,00 $/BarrilPrecio Gasolina Natural 81,00 $/Barril

Paridad Cambiaria 2,15 Bs/$

ESTUDIO TECNICO- ECONOMICO DEL PROYECTO DE EXTRACCION EN LA UNIDAD DE EXPLOTACIÓN LAGOCINCO

Tabla N° 80. Cálculo del valor presente neto de la propuesta de extracción de líquidos del

gas natural (LGN).


AÑO: 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10INVERSIÓN (MMBs) -135,03INGRESOS (MMBs) 366,86 394,37 431,15 472,25 516,91 649,68 851,25 1051,57 1207,50 1349,12EGRESO (MMBs) 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49FLUJO DE CAJA NETO (MMBs) -135,03 350,37 377,88 414,66 455,76 500,42 633,19 834,76 1035,08 1191,01 1332,63ÍNDICE DE INFLACIÓN 1,00 1,15 1,32 1,52 1,75 2,01 2,31 2,66 3,06 3,52 4,05FLUJO DE CAJA NETO CON INFLACION





VALOR PRESENTE/AÑO -135 318,51 312,30 311,54 311,29 310,72 357,42 428,37 482,87 505,10 513,79

FLUJO DE CAJA DESCONTADO (MMBs) -135 183,48 495,78 807,33 1118,62 1429,34 1786,76 2215,13 2698,00 3203,10 3716,89

VPN (@ 10%) (MMBs) 3717VPN (MMBs) CALCULADO CON EXCEL 3717

CÁLCULO DEL VALOR PRESENTE NETO DE LA PROPUESTA DE EXTRACCIÓN DE LÍQUIDOS DEL GAS NATURAL (LGN)

Tabla N° 81. Cálculo de la tasa interna de retorno de la propuesta de extracción de

líquidos del gas natural (LGN).


AÑO: 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10INVERSIÓN (MMBs) -135,03INGRESOS (MMBs) 367 394 431 472 517 650 851 1052 1207 1349EGRESO (MMBs) 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49 16,49FLUJO DE CAJA NETO

(MMBs)-135,03 367 394 431 472 517 650 851 1052 1207 1349

CÁLCULO DE LA TASA INTERNA DE RETORNO (TIR)

TASA INTERNA DE RETORNO 279,83%VALOR PRESENTE/AÑO -135 96,59 27,34 7,87 2,27 0,65 0,22 0,07 0,02 0,01 0,00

FLUJO DE CAJA DESCONTADO -135 -38,45 -11,11 -3,24 -0,97 -0,32 -0,10 -0,03 -0,01 0,002 0,00

VPN (TIR) 0,00TASA INTERNA DE RETORNO CALCULADA 279,83%

CÁLCULO DE LA TASA INTERNA DE RETORNO DE LA PROPUESTA DE EXTRACCIÓN DE LÍQUIDOS DEL GAS NATURAL (LGN)

Figura N° 40. Evaluación económica general de la propuesta de planta de extracción de

líquidos (LGN).

EVALUACIÓN ECONÓMICA GENERAL DE LA PROPUESTA PLANTA DE EXTRACCIÓN LGN

-200,00

0,00

200,00

400,00

600,00

800,00

1000,00

1200,00

1400,00

1600,00

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018

AÑOS

FLU

JO D

E C

AJA

(MM

B

PROPUESTA PLANTA DE EXTRACCIÓN DE LGN

VPN = 3717 MMBs > 0

TIR = 279,83 % > 10%

EI = 28,53 > 1

PROYECTO RENTABLE

EVALUACIÓN ECONÓMICA GENERAL DE LA PROPUESTA PLANTA DE EXTRACCIÓN LGN

-200,00

0,00

200,00

400,00

600,00

800,00

1000,00

1200,00

1400,00

1600,00

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017 2018

AÑOS

FLU

JO D

E C

AJA

(MM

B

PROPUESTA PLANTA DE EXTRACCIÓN DE LGN

VPN = 3717 MMBs > 0

TIR = 279,83 % > 10%

EI = 28,53 > 1

PROYECTO RENTABLE

VPN = 3717 MMBs > 0

TIR = 279,83 % > 10%

EI = 28,53 > 1

PROYECTO RENTABLE

Tabla N° 82. Cálculo de la eficiencia de inversión de la propuesta de extracción de


FLUJO DE CAJA NETO (FCN)

2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017AÑO: 0 1 2 3 4 5 6 7 8 9 10INVERSIÓN (MMBs) -135,03INGRESOS (MMBs) 367 394 431 472 517 650 851 1052 1207 1349EGRESO (MMBs) 16 16 16 16 16 16 16 16 16 16FLUJO DE CAJA NETO (MMBs) -135,03 350 378 415 456 500 633 835 1035 1191 1333


TASA DE DESCUENTO 10%VALOR PRESENTE/AÑO (Fórmula) -1000,00 100/(1+0,1)^1 200/(1+0,1)^2 300/(1+0,1)^3 400/(1+0,1)^4 500/(1+0,1)^5 600/(1+0,1)^6 600/(1+0,1)^7 700/(1+0,1)^8 600/(1+0,1)^9 600/(1+0,1)^10VALOR PRESENTE/AÑO -135 318,51 312,30 311,54 311,29 310,72 357,42 428,37 482,87 505,10 513,79FLUJO DE CAJA DESCONT (MMBs) -135 183,48 495,78 807,33 1118,62 1429,34 1786,76 2215,13 2698,00 3203,10 3716,89VPN (MMBs) 3717VPN(MMBs) CALCULADO CON EXCEL 3717

CÁLCULO DE LA EFICIENCIA DE LA INVERSIÓN (EI)

EFICIENCIA DE LA INVERS (%) 28,53

CÁLCULO DE LA EFICIENCIA DE INVERSIÓN DE LA PROPUESTA DE EXTRACCIÓN DE LÍQUIDOS DEL GAS NATURAL (LGN)

La tablas N° 79 se muestra flujo de caja del proyecto global que incluye la inversión inicial

de la planta de extracción propuesta (Joule- Thomson), el sistema de disposición

seleccionado conformado por una tubería de 74,3 Km. de longitud y un diámetro de 6”

schdule 40 y una planta de fraccionamiento adicional de 18 MBD en Bajo Grande.

Adicionalmente se incluye los costos de mantenimiento, costos operacionales y los

ingresos por concepto de venta de los productos de líquidos del gas natural.

En las tablas N° 80 y N° 81 se observa el valor presente neto (VPN) de 3717 MMBs el

cual es mayor a cero (0) y la tasa interna de retorno de 279.83 %, la cual se encuentra por

encima del 10%; lo que indica que el proyecto es rentable.

En la tabla N° 82, se muestra un valor de eficiencia de 28 %.

CCOONNCCLLUUSSIIOONNEESS

En las Plantas 5GAS5, Porta VII y planta compresora propuesta se observo un

sobrecalentamiento del gas combustible entre la temperatura de operación y de rocío:

30,16 ° F, 50,16 ° F y 49,93 °F respectivamente.

A través de las simulaciones de las plantas 5GAS5 y Porta VII se obtuvieron datos de

presión y temperatura para cada una de las etapas de compresión y combustible muy

similares a la data de campo.

Por medio de la simulación de la Planta de extracción de líquido se obtuvo una

producción de 3,4 MBD de los líquidos de gas natural (LGN), a una temperatura de

257 °F y una Presión de 479 psig muy similares a la data de campo.

Por medio de la simulación de la Planta de extracción de líquido se obtuvo un bajo

factor de recobro de 43%.

Las tres alternativas de procesamiento del gas natural presentan un porcentaje de

propano (C3) en el gas menor del 2% molar y una temperatura mínima en los equipos

mayores en el caso más extremo –47°F (-44 °C).

Para el escenario A (430 MMPCED), la alternativa de procesamiento de gas natural

utilizando el principio de Joule Thomson presento los menores costos globales (25.58

MMUS$) y la mejor relación beneficio/costo (1244.42 BPD/MMUS$).

Para el escenario B (160 MMPCED), la alternativa de procesamiento de gas natural

utilizando el principio de Joule Thomson presento los menores costos globales (10.98

MMUS$) y la mejor relación beneficio/costo (1383.04 BPD/MMUS$).

La alternativa seleccionada en los escenarios A y B para el procesamiento extracción

de líquidos del gas natural en la Unidad de explotación Lagocinco es el proceso Joule

Thomson.

El proceso de Joule Thomson considerando la torre desetanizadora puede recuperar

hasta 24.5 MBD de LGN en el 2017, según plan de negocios para un volumen de

gas de 430 MMPCED.

La máxima producción de líquidos para el 2017, según plan de negocios se distribuirá

de la siguiente manera: 12.7 MBD de propano, 2.8 MBD de isobutano, 5 MBD de

normalbutano y 4 MBD de gasolina natural.

El proceso Joule Thomson con torre desetanizadora recupera más del 67.10 % de los


El arreglo óptimo para el proceso Joule Thomson consiste en expandir el gas en dos

etapas.

A través del proceso Joule Thomson con torre desetanizadora se obtuvo un gas pobre

un porcentaje molar 1.9 %.

En la torre desetanizadora de la planta Joule Thomson presento una relación (C2/C3

≤ 0.03).

El volumen de inhibidor de hidratos (etilenglicol) óptimo es de 1.6 GPM.

El volumen de Gas en el rehervidor es de 2.35 MMPCED.

El óptimo de la tubería para el transporte de los líquidos del gas natural (LGN)

obtenidos entre la planta propuesta Joule –Thomson y la planta de fraccionamiento es

de 6” nominal.

La opción de disposición seleccionada consiste en el envío de 13 MBD de los líquidos

del gas natural (LGN) al sistema existente y 11.5 MBD hacia el área de

fraccionamiento de Bajo Grande, a través de una tubería de 74.3 Km. de longitud y un

diámetro de 6 “ schdule 40.

Según la evaluación económica (propuesta de menor costo), el sistema de disposición

obtuvo un Valor presente neto (VPN) de –143 MMBs.

El proyecto global presento un valor presente neto (VPN) de 3717 MMBs, una tasa

interna de retorno (TIR) de 279.83 % y una Eficiencia de Inversión (E.I.) de 28 %.

RREECCOOMMEENNDDAACCIIOONNEESS

Instalar cuatro (4) módulos de compresión de 90 MMPCED cada uno, para los años

2011, 2014,2015 y 2017.

Instalar dos (2) reforzadoras de 30 MMPCED cada uno, para los años 2008 y 2011.

Instalar una planta de procesamiento de gas natural con una capacidad de 430

MMPCED que opere bajo el principio Joule Thomson.

Realizar un estudio técnico a la planta de extracción Lamarlíquido para determinar los

variables que están afectando la eficiencia del recobro de los líquidos.

Hacer un estudio técnico- económico más exhaustivo en la planta de extracción

actual, evaluando otras alternativas.

Realizar el transporte de los líquidos de gas natural a la planta de fraccionamiento

Bajo Grande a través de una tubería 6” de diámetro nominal.

RREEFFEERREENNCCIIAASS BBIIBBLLIIOOGGRRÁÁFFIICCAASS

1. The Dow Chemical Company. “Gas Conditioning Fact Book”.

2. Engineering Data Book. (1987) Gas Processors Suppliers Association, GPSA,

Tenth Edition. Tulsa, Oklahoma.

3. MARAVEN. (1994) Manual de Operación de Planta de Extracción de Líquidos

Bloque V, Lago de Maracaibo. Maracaibo, Venezuela.

4. González P, Heberto / J. Rincón F, Víctor J. (1991) Análisis Experimental de

Caída de Presión para flujo Multifásico Horizontal y Vertical (Ascendente y

Descendente). Trabajo de Grado. Facultad de Ingeniería. Universidad del Zulia.

Maracaibo, Venezuela.

5. Brown, Kermit E. (1977) The Technology of Artificial Lift Methods. Volumen 1.

Editorial PENNWELL Books. Tulsa, Oklahoma.

6. Velásquez, Jorge. (1998) Flujo Multifàsico en Tuberías. TECNOPETROL DE

VENEZUELA S.A. Ingenieros Consultores.

7. SIMSCI. (1994) Manual PRO II Versión 8.2. Tutorial y User`s Guide.

8. Guía Exxon Company. (1974) Gas Engineering Scool. Production Department.

9. Peter and Timmerhaus. “Plant Desing and Economics for Chemical Engineers”.

Chemical Engineering Series.Cuarta Edición. Capitulo 6.

10. Corpoven. Evaluación Económica de Proyectos, Maracaibo, Venezuela.

11. Campbell, John (1992) “Gas Conditioning and Processing”. Campbell Petroleum

Series. 7th Edition, First Printing. Norman, Oklahoma. September. Volume II.

12. PDVSA. (1993) Manual de Ingeniería de Diseño, Dimensionamiento de tuberías de

proceso.

ANEXO II PLANTAS COMPRESORAS CENTRIFUGASRango: 10 - 160 MMPCND

CAP (MMPCND) A EVALUAR 90,00CAP (BHP) A EVALUAR 16.020 acion actualizada: A= 3042,36 Costo actualizado (MMBs)

Presion descarga 1000 / 1815 / 3000 (psia): 1850,00 CTI = A*(CAP)^B B= 0,88 Fecha: Ago-06 159.567,37Localizacion (T)ierra / (L)ago: L

PLANTAS ENDULZADORA DE GAS PROCESO SULFA-CHECKCONCENTRACION 60 - 600 PPM H2SRango: 3 - 20 MMPCND

CAP (MMPCND) A EVALUAR 15Equacion actualizada: A= 525,31 Costo actualizado (MMBs)

CTI = A*(CAP)^B B= 0,56 Fecha: Ago-06 2.393,46

PLANTAS ENDULZADORA DE GAS PROCESO SULFA-CHECKCONCENTRACION 600 - 2500 PPM H2SRango: 3 - 10 MMPCND



PLANTAS ENDULZADORA DE GAS PROCESO SULFATREATFORMULA ESCALATORIA LAGORango: 5 - 25 MMPCND



PLANTAS RECUPERACION DE AZUFRE PROCESO CLAUSFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 5 - 50 TMD

CAP (TMD) A EVALUAR 40CONCENTRACION DE H2S AL 15% Equacion actualizada: A= 2276,89 Costo actualizado (MMBs)

CTI = A*(CAP)^B B= 0,51 Fecha: Ago-06 14.941,43CAP (TMD) A EVALUAR 40

CONCENTRACION DE H2S AL 20% Equacion actualizada: A= 2033,84 Costo actualizado (MMBs)CTI = A*(CAP)^B B= 0,50 Fecha: Ago-06 12.863,14

CAP (TMD) A EVALUAR 40CONCENTRACION DE H2S AL 61% Equacion actualizada: A= 1547,75 Costo actualizado (MMBs)

CTI = A*(CAP)^B B= 0,47 Fecha: Ago-06 8.763,31CAP (TMD) A EVALUAR 40

CONCENTRACION DE H2S AL 90% Equacion actualizada: A= 1481,72 Costo actualizado (MMBs)CTI = A*(CAP)^B B= 0,46 Fecha: Ago-06 8.085,65

PLANTAS RECUPERACION DE AZUFRE PROCESO LO-CATFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 0,5 - 7 TLD

CAP (TLD) A EVALUAR 7Presion descarga 34,7 / 100 / 200 / 300 /450 (psia): 34,7

Equacion actualizada: A= 6521,36 Costo actualizado (MMBs)CTI = A*(CAP)^B B= 0,45 Fecha: Ago-06 15.654,24

ANEXO II PLANTAS REFRIGERACIONFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 12 - 78 MMPCND



ESTACIONES DE FLUJOFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 4 - 12 MBD, CRUDO 11° - 15° API

CAP (MBD) A EVALUAR 12Equacion actualizada: A= 4387,54 Costo actualizado (MMBs)


ESTACIONES DE FLUJOFORMULA ESCALATORIA LAGORango: 5 - 50 MBD


CTI = A*(CAP)^B B= 0,35 Fecha: Ago-06 21.655,36PLANTA DE FRACCIONAMIENTO DE GAS NATURAL LICUADOFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 7 - 67 MBD



PLANTA DE INYECCION DE AGUARango: 8 - 20 MBD



PLANTA DE ENDULZAMIENTO CON AMINA PROCESO MDEAFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 10 - 30 MMPCND

CAP (MMPCND) A EVALUAR 20Contenido de H2S 600 / 5000 / 10000 (ppmv): 600


PLANTA DE ENDULZAMIENTO CON AMINA PROCESO MDEAFORMULA ESCALATORIA LAGORango: 10 - 30 MMPCND

CAP (MMPCND) A EVALUAR 20Contenido de H2S 600 / 5000 / 10000 (ppmv): 600


ANEXO I PLANTA DE ENDULZAMIENTO CON AMINA PROCESO UCARSOLFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 100 - 200 MMPCND

CAP (MMPCND) A EVALUAR 150% Molar CO2 3,0 / 4,5 / 6,0 (%): 3


PLANTA DE ENDULZAMIENTO CON AMINA PROCESO UCARSOLFORMULA ESCALATORIA LAGORango: 100 - 200 MMPCND

CAP (MMPCND) A EVALUAR 150% Molar CO2 3,0 / 4,5 / 6,0 (%): 3


PLANTA DE EXTRACCION DE LIQUIDOS TIPO REFRIGERACION MECANICAFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 100 - 150 MMPCND



PLANTA DE EXTRACCION DE LIQUIDOS TIPO REFRIGERACION MECANICAFORMULA ESCALATORIA LAGORango: 100 - 150 MMPCND



PLANTA DE EXTRACCION DE LIQUIDOS TIPO TURBO EXPANSIONFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 100 - 200 MMPCND

CAP (MMPCND) A EVALUAR 150PRESION 900 / 1100 (PSIG) 900


PLANTA DE EXTRACCION DE LIQUIDOS TIPO TURBO EXPANSIONFORMULA ESCALATORIA LAGORango: 100 - 200 MMPCND



PLANTA DE EXTRACCION DE LIQUIDOS TIPO MIXTOFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 100 - 200 MMPCND



ANEXO II

PLANTA DE EXTRACCION DE LIQUIDOS TIPO MIXTOFORMULA ESCALATORIA LAGORango: 100 - 200 MMPCND



PLANTA DE DESHIDRATACION DE GAS PROCESO GLICOLFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 100 - 350 MMPCND

CAP (MMPCND) A EVALUAR 200PRESION 900 / 1300 / 1800 (PSIG) 900


PLANTA DE DESHIDRATACION DE GAS PROCESO GLICOLFORMULA ESCALATORIA LAGORango: 100 - 350 MMPCND

CAP (MMPCND) A EVALUAR 200PRESION 900 / 1300 / 1800 (PSIG) 900


PLANTA DE INYECCION DE VAPORFORMULA ESCALATORIA TIERRARango: 100 - 300 TON/HR

CAP (TON/H) A EVALUAR 150Equacion actualizada: A= 5246,34 Costo actualizado (MMBs)


ANEXO III

MONTO ESTIMADO (Bs.)

Atracaderos 5.895.723,71 Estático 12.577.805,77 Eléctrico, Instrumento 5.417.526,77 Aire Acondicionado Sala Control 567.661,82 Concreto 6.025.442,40 Revestimiento Termico 12.080.971,48 Reparación y Fabricación de Equipos 22.000.000,00 Reemplazo del MCC 2.000.000,00

COSTO CONTRATOS 67.351.114,45 -

MATERIALES 4.800.000,00 -

PERSONAL DIRECTO 1.200.000,00 -

REPARACIÓN DE EQUIPOS -

TOTAL Bs. 73.351.114,45

CONTRATOS

PRESUPUESTO PARADA LAMARLIQUIDO

republica bolivariana de venezuela...

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