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REPÚBLICA BOLIVARIANA DE VENEZUELA UNIVERSIDAD DEL ZULIA

DIVISIÓN DE ESTUDIOS PARA GRADUADOS PROGRAMA: INGENIERÍA DE GAS

“OPTIMIZACIÓN DEL PROCESO DE ENDULZAMIENTO DE GAS DE LA PLANTA URDANETA GARCÍA DE LA UNIDAD DE EXPLOTACIÓN LA

SALINA” Trabajo de Grado para optar al Título de Magíster Scientiarum en el área de

Ingeniería de Gas realizado por:

Ing. TIELVIS DEL VALLE SANTOS BOLÍVAR C.I: 12.404.220

Maracaibo; Abril de 2003.

PDVSA Exploración y Producción

MARCO REFERENCIAL

Santos B, Tielvis del V. “OPTIMIZACIÓN DEL PROCESO DE ENDULZAMIENTO DE GAS DE LA PLANTA URDANETA GARCÍA DE LA UNIDAD DE EXPLOTACIÓN LA SALINA”. Universidad del Zulia – División de Estudios para Graduados – PDVSA. Maracaibo, Noviembre de 2002.

RESUMEN

El proceso de endulzamiento de gas de la planta Urdaneta García de la Unidad de Explotación La Salina tiene como propósito eliminar el Sulfuro de Hidrógeno (H2S) contenido en la corriente de gas agrio proveniente de los pozos del campo Urdaneta García, producido como gas asociado, logrando así un manejo, tratamiento, compresión y despacho seguro del mismo. Se llevó a cabo un estudio de optimización del proceso, que incluye la evaluación de los equipos y del sistema de endulzamiento de gas existente (reactores de SulfaTreat®) mediante simulaciones y correlaciones, verificando la posibilidad de incrementar el volumen adicional de gas ácido a tratar desde unos 2.0 MMPCED actuales con los equipos existentes hasta unos 7.0 MMPCED, identificando las probables limitaciones, cuellos de botella y otros problemas, y proponer la mejor alternativa de ampliación de dicho sistema. Adicionalmente se realizó una evaluación económica entre las opciones disponibles para el posible reemplazo del SulfaTreat® normal por otro más efectivo o una planta de amina nueva, que ofrezca estabilidad operacional, flexibilidad y beneficios económicos. De los resultados obtenidos tenemos que los equipos existentes pueden manejar el incremento de capacidad propuesto inicialmente (1 tren adicional), excepto el depurador V-203, para obtener una producción total de 11.0 MBPD de crudo con 5.0 MMPCED de gas agrio. También se propone reemplazar el sistema actual de endulzamiento de SulfaTreat® normal por una Planta de Aminas con recuperadora de azufre nueva, ya que es más rentable y no genera desechos evitando la contaminación ambiental.

Palabras Claves: Gas agrio, Endulzamiento, Adsorción, Sulfuro de Hidrógeno, Reactivo SulfaTreat®.


MARCO REFERENCIAL

SANTOS B, TIELVIS DEL V. " Sweedness gas optimization at Urdaneta García Plant (La Salina)". University of the Zulia - Division of Studies for Graduated. Maracaibo, November, 2002.

ABSTRACT

The gas sweedness process at Urdaneta García Plant (La Salina) has as porpouse of reducing the hydrogen Sulfure (H2S) in the sour gas stream coming from Urdaneta Garcías’s wells, which is produced as associated gas getting saffety handle, treatment, compression and distribution. We took over a process optimization study that include the equipments and sweedness process evaluation (SulfaTreat reactors) through simulations and correlations, it was to verify the possibility of increasing the aditional sour gas from 2.0 MMSCFD up to 7.0 MMSCFD, and identify the probably boundaries, bottlenecking and ony others problems, it allows us to propouse the best alternative in the system. Additionally we did the economical evaluations for the severals alternatives to replace the standard SulfaTreat for other more effective or for a new Amine Plant, which offers operational relability, flexibility and economical benefits. As results we got that the current equipments can handle the new capacity except the scrubber V-203; we have to replace the current SulfaTreat sweedness system for the Amine Plant with sulfure recovery because this is more feasible and doesn’t emmit trash and reducing the environmental polution.

Key words: Sour gas, Sweedness, Adsorption, Hydrogen Sulfure, SulfaTreat.


MARCO REFERENCIAL

DEDICATORIA

A Dios Todopoderoso por darme la vida, llevarme por el buen camino, ser la luz

que me guía y que nunca me desampara.

A mis Padres por ser la base fundamental de mi vida, por apoyarme y contribuir a

mi formación personal y profesional. Les agradezco y les debo lo que soy. Este

nuevo triunfo en mi vida es de ustedes. Especialmente a ti Mami por consentirme

y darme todo el cariño del mucho.

A mis Hermanos, Joel y Rosa por su cariño y apoyo. Los quiero mucho.

A mis sobrinas Yolimar y Rosmary por llenar mi vida de alegría, son unas

bendiciones de Dios. Las quiero mucho.

A mis Tías Betty y Belkis por su cariño y apoyo. Las quiero mucho.

A Daniel, por llenar mi vida de bellos momentos y felicidad, por acompañarme en

este nuevo reto, gracias por estar en las buenas y en las malas y darme ánimo en

los momentos difíciles. Te amo.

A mis Amigas Livia y Carmen, por ser la primera vez que no compartimos algo

juntas, sin embargo siempre estuvieron conmigo implícitamente. Gracias por su

amistad.

A mi amiga Daliany por su colaboración y apoyo incondicional en todo momento.

A Blanca de Kanahán por su cariño y apoyo.

A mis Amigos Luis, Marcos, Karl, Eliana, Mariela, Alirio con quienes he

compartido parte de mi vida y en quienes siempre he encontrado un gran apoyo,

cariño y amistad.


MARCO REFERENCIAL

A mis Abuelas Ramona y Digna y a mi Tía María por que sé que desde arriba

guiaran mis pasos con su bendición celestial.


MARCO REFERENCIAL

AGRADECIMIENTO

A La Universidad del Zulia, por darme los conocimientos necesarios para el

desarrollo de este trabajo y contribuir a mi desarrollo profesional.

A PDVSA por brindarme la oportunidad de desarrollar esta meta y abrirme las

puertas en sus instalaciones.

Al Ing. Edinson Alcántara por sus conocimientos y orientación en todo momento.

Al Prof. Jorge Barrientos por asesorarme, orientarme y formar parte de este

proyecto.

Al Prof. Jorge Velásquez por asesorarme y orientarme.

Agradezco al equipo de Infraestructura por su apoyo y orientación en todo

momento, especialmente a las Ings. Wendy Higgins y Betsi Villalobos, y a los

Ings. Ender Perez, Alexander Delgado y Freddy López.

Al Ing. Romulo Osorio, por sus conocimientos.

Al Ing. Francisco Meriño, por su acertada orientación e incondicional ayuda.

Al Ing. Abel Baldonedo, por su apoyo y colaboración.

Al Ing. Domingo Chacón, por su apoyo y colaboración en todo momento.

Al Sr Ramón Coronel por trasmitirme sus conocimientos, por siempre tener una

respuestas a mis preguntas, por su apoyo y colaboración.

Al Sr. Marcos Briceño por darme la oportunidad de realizar la Tesis en PDVSA –

Unidad de Explotación La Salina.


MARCO REFERENCIAL

A Mariela Caldera y Ricardo Martínez por su apoyo y amistad.

Al grupo de pasantes y tesistas que compartieron esta experiencia conmigo en La

Salina, especialmente a Lennys Castillo, Ruben Mujica, Angel Paz, Pedro, Javier,

Hector, José Gregorio.


MARCO REFERENCIAL

ÍNDICE GENERAL

PÁGINA

APROBACIÓN II

DEDICATORIA III

AGRADECIMIENTOS IV

RESUMEN VI

ÍNDICE GENERAL VIII

ÍNDICE DE FIGURAS XII

ÍNDICE DE TABLAS XIV

ÍNDICE DE ANEXOS XV

INTRODUCCIÓN XVI

CAPÍTULO I: MARCO REFERENCIAL 18

1.1.- Planteamiento del Problema. 19

1.2.- Area de Ubicación 21

1.3.- Objetivos. 22

1.3.1.- Objetivo General. 22

1.3.2.- Objetivos Específicos. 22

1.4.- Justificación de la Investigación. 22

1.5.- Alcance y Delimitación de la Investigación. 23

CAPÍTULO II: MARCO TEÓRICO 24

2.1.- Antecedentes

2.2.- Descripción General de la Planta Urdaneta García.

25

26

2.3.- Descripción del Proceso de Endulzamiento de la

Planta Urdaneta García.

30

2.3.1.- Alimentación de Crudo Agrio. 30

2.3.2.- Proceso de Endulzamiento de Crudo. 32

2.3.3.- Proceso de Endulzamiento de Gas Agrio. 37

2.4.- Descripción de los Sistemas y Equipos de la Planta

Urdaneta García.

43

2.4.1.- Modulo de recepción y Medición. 43

2.4.1.1.- Sistema de alimentación de Crudo. 43


MARCO REFERENCIAL

2.4.1.2.- Corriente de Crudo PDVSA. 43

2.4.1.3.- Corriente de Crudo BP. 43

2.4.2.- Modulo de Endulzamiento de Crudo. 44

2.4.2.1- Torre Estabilizadora V-102. 44

2.4.2.2- Depurador V-103. 45

2.4.2.3.- Bombas P-101A/B. 45

2.4.2.4.- Horno H-101. 46

2.4.2.5.- Enfriadores E-101A/B. 47

2.4.3.- Modulo de Endulzamiento de Gas. 48

2.4.3.1.- Compresor de gas agrio C-101. 48

2.4.3.2.- Depurador V-203. 48

2.4.3.3.- Reactores de SulfaTreat®. 49

2.4.3.4.- Compresor de gas dulce C-201. 50

2.5.- Interconexión de la Planta Urdaneta García con otras

instalaciones.

50

2.6.- Generalidades del Proceso de Endulzamiento. 51

2.6.1.- Proceso de Adsorción. 52

2.7.- Reactivo Químico SulfaTreat®. 52

2.8.- Simuladores de Proceso. 54

2.8.1.- Simulador PRO/II. 55

2.8.2.- Método Termodinámico. 55

CAPÍTULO III: MARCO METODOLÓGICO 56

3.1.- Revisión Bibliográfica. 57

3.2.- Visitas a las Instalaciones. 57

3.3.- Actualización del Isométrico de la Planta. 57

3.4.- Bases y premisas. 58

3.4.1.- Datos de diseño. 58

3.4.2.- Capacidad de la Planta. 59

3.4.3.- Gas de alimentación. 59

3.4.4.- Volumen de gas. 60

3.4.5.- Características de las corrientes de gas de

alimentación.

61


MARCO REFERENCIAL

3.4.6.- Concentración de Sulfuro de Hidrógeno. 63

3.4.7.- Especificación de gas dulce. 64

3.4.8.- Requerimientos de equipos. 64

3.5.- Determinación de frecuencias de cambios del reactivo,

punto de máxima eficiencia y perfiles de avances de agotamiento.

65

3.6.- Simulaciones del Proceso de Endulzamiento de Gas. 69

3.6.1.- Procedimiento usado en las simulaciones.

3.6.2.- Método Termodinámico.

3.7.- Evaluación de los equipos asociados al proceso de

Endulzamiento de gas.

3.7.1.- Evaluación de los Reactores.

3.7.2.- Evaluación de los Separadores–Depuradores.

3.8.- Disposición del SulfaTreat® sin reaccionar y gastado.

3.9.- Opciones consideradas para el posible reemplazo del

proceso SulfaTreat®.

4.0.- Evaluación económica

69

72

72

72

74

77

77

78

CAPÍTULO IV: RESULTADOS Y DISCUSIÓN DE RESULTADOS 79

4.1.- Determinación de la frecuencia de cambio del reactivo,

punto de máxima eficiencia y perfiles de avances de agotamiento.

4.1.1.- Determinación de la autonomía del reactivo

SulfaTreat® normal.


SulfaTreat® HP mejorado.


SulfaTreat® XLP de alta efectividad.

80

80

84

87

4.2.- Evaluación del Reactivo SulfaTreat® normal. 90

4.3.- Comparación entre SulfaTreat® normal, HP y XLP. 96

4.4.- Simulaciones realizadas en PRO/II. 99

4.5.- Evaluación de los Reactores. 101

4.6.- Evaluación de los Depuradores. 106

4.7.- Disposición del SulfaTreat® sin reaccionar y

SulfaTreat® gastado.

109


MARCO REFERENCIAL

4.8.- Evaluación económica. 110

CAPÍTULO V: CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES 120

5.1.- Conclusiones. 121

5.2.- Recomendaciones. 123

BIBLIOGRAFÍA. 125

ANEXOS. 127


MARCO REFERENCIAL

ÍNDICE DE FIGURAS

No. DESCRIPCIÓN PÁGINA

1 Ubicación Geográfica de la Planta Urdaneta García. 21

2 Diagrama de bloques del Proceso de la Planta. Diseño Original.

27

3 Diagrama de bloques del Proceso de la Planta. Diseño Actual.

29

4 Detalles de los medidores de flujo másico Micromotion.

31

5 Detalles de la unidad de medición Lact Unit. 32

6 Detalles del Separador trifásico V-101A/B. 33

7 Torre Estabilizadora de Crudo V-102. 34

8 Aspecto General del horno H-101. 35

9 Enfriadores de aire E-101A/B. 36

10 Tanques de almacenamiento de crudo. 37

11 Depuradores de gas agrio V-103 y V-203. 38

12 Compresores C-101 y C-201. 39

13 Reactores del proceso SulfaTrat® en la Planta Urdaneta García.

39

14 Esquema típico del reactor utilizado en el proceso SulfaTreat®.

40

15 Diagrama de flujo del proceso de Endulzamiento de la Planta Urdaneta García.

41

16 Esquema actual de manejo de gas de la planta. 60

17 Diagrama actual de la planta utilizado en el simulador con los sistemas de endulzamiento de crudo y gas.

70

18 Diagrama del tren propuesto en la Planta Urdaneta García.

71

19 Gráfico de la autonomía del reactivo SulfaTreat® normal.

82

20 Gráfico de la autonomía del reactivo SulfaTreat® HP mejorado.

86


MARCO REFERENCIAL

21 Gráfico de la autonomía del reactivo SulfaTreat® XLP de alta efectividad.

89

22 Gráfico del pronóstico de Gas. 111

23 Diagrama de flujo simplificado del proceso de tratamiento de gases ácidos con soluciones de aminas.

117


MARCO REFERENCIAL

ÍNDICE DE TABLAS

No. DESCRIPCIÓN PÁGINA

1 Características importantes de los pozos de alimentación. 30

2 Datos de diseño de los separadores-depuradores de la Planta Urdaneta García.

58

3 Datos de diseño de los compresores C-101 y C-201 asociados al proceso de endulzamiento de gas.

58

4 Datos de diseño de los reactores de SulfaTreat®. 59

5 Cromatografía del pozo UD-103. 61



8 Cromatografía de los pozos ubicados en tierra UD-6/7 y GAR 17/18.

63

9 Concentraciones mínimas y máximas de H2S en las corrientes de gas de alimentación a los reactores.

64

10 Propiedades del reactivo SulfaTreat® ST normal, HP y XLP.

65

11 Resultado de la autonomía de SulfaTreat® normal. 80

12 Resultado de la frecuencias de cambios del reactivo SulfaTreat® normal y los costos por año.

83

13 Resultado de la autonomía de SulfaTreat® HP. 84

14 Resultado de la frecuencias de cambios del reactivo SulfaTreat® HP y los costos por año.

86

15 Resultado de la autonomía de SulfaTreat® XLP. 88

16 Resultado de la frecuencias de cambios del reactivo SulfaTreat® XLP y los costos por año.

89

17 Evaluación del reactivo SulfaTreat® en la Planta Urdaneta García.

91

18 Resultados de Intevep de las muestras tomadas del tope, centro y fondo del reactor.

93

19 Variaciones de carga del reactivo SulfaTreat® normal en los reactores.

95

20

Resultados del reactivo para las condiciones actuales de operación.

98

21 Resultados del reactivo para las condiciones propuestas (1 tren adicional).

99


MARCO REFERENCIAL

22 Resultados del reactivo para las condiciones propuestas (2 trenes adicionales).

99

23 Comparación de resultados para el depurador V-103. 100

24 Comparación de resultados para el depurador V-203. 100

25 Comparación de resultados para el compresor C-101. 100

26 Data de concentración de H2S tomada en la Planta Urdaneta García.

101

27 Data importante de los reactores tomada en planta. 102

28 Data importante de los reactores tomada en planta. 104

29 Resultados de la evaluación por ecuaciones de los depuradores V-103 y V-203.

106

30 Resultados de la evaluación por normas PDVSA de los depuradores V-103 y V-203.

107

31 Resultados de los parámetros de diseño del depurador V-203.

108

32 Pronóstico de gas. 111

33 Costos variables generados por la tecnología SulfaTreat®. 112

34 Costos constantes generados por la tecnología SulfaTreat®.

113

35 Resultados económicos de la evaluación realizada en MAEP.

114

36 Flujo de caja del proceso SulfaTreat®. 118

37 Flujo de caja del proceso de Aminas nuevo. 119


MARCO REFERENCIAL

LISTA DE ANEXOS

No. DESCRIPCIÓN

1 Cromatografía de los pozos del lago UD-103, 132, 152 y de los pozos de tierra UD-6/7 y GAR 17 y 18.

2 Hoja de cálculo en Excel para evaluar el SulfaTreat® normal.

3 Hoja de cálculo en Excel para evaluar el SulfaTreat® HP mejorado.

4 Hoja de cálculo en Excel para evaluar el SulfaTreat® XLP de alta efectividad.

5 Resultados de simulación Caso Actual.

6 Resultados de simulación Caso propuesto (1 tren adicional)

7 Resultados del programa en Excel de la evaluación de los depuradores según las normas PDVSA.

8 Resultados del programa en Excel del diseño del depurador V-203 según normas PDVSA.

9 Presupuesto de la Empresa Palmaven para tratar el SulfaTreat.

10 Análisis económico realizado en MAEP.

11 Fotos de la Planta Urdaneta García.


MARCO REFERENCIAL

INTRODUCCIÓN

El presente proyecto se realizó en la empresa PDVSA Exploración y Producción,

División Occidente, Unidad de Explotación La Salina, Cabimas, Estado Zulia, en

la Unidad de Infraestructura y Procesos.

La Unidad de Explotación (U.E) La Salina tiene como objetivo primordial, la

explotación y producción, en forma racional y rentable de los yacimientos de las

segregaciones La Rosa y Urdaneta (Pesado) de la Cuenca del Lago de

Maracaibo.

En los procesos de campo donde se produce gas agrio, las economías y costos

de las tecnologías apuntan hacia la utilización de absorbentes químicos tipo

aminas, haciéndolo reaccionar con los compuestos derivados del azufre tales

como H2S, COS y mercaptanos, los cuales dan características especiales al

manejo de esos gases; por lo extremadamente peligroso a la salud, tanto por su

poder asfixiante como por el olor ofensivo e irritante a las mucosas.

En la U.E La Salina, de PDVSA Petróleos, la tecnología usada se basa en lechos

sólidos o camadas sólidas, contenidas en dos torres verticales o reactores dentro

de los cuales se vierte un producto de base ferrosa comercial llamado

SulfaTreat®, el cual es altamente selectivo a los compuestos de azufre presentes

en el gas natural del área en estudio, y el endulzamiento se lleva a cabo por un

proceso de adsorción gaseosa, donde el gas natural saturado con vapor de agua

con contenidos en concentración de H2S de hasta 25,000 ppmv se hace

reaccionar al pasar o entrar por el tope de los reactores de lecho sólido,

produciéndose la adsorción sobre el adsorbente activado por presión parcial y el

vapor de agua saturado en un arreglo en serie o lead – lad, obteniéndose un gas

hidrocarburo dulce como producto con un contenido de H2S a la salida por el

fondo con valores de concentración de H2S 10 ppmv o menos, cumpliendo con las

especificaciones.


MARCO REFERENCIAL

El proceso de Endulzamiento de Gas tiene como propósito eliminar el Sulfuro de

Hidrógeno (H2S) contenido en la corriente de gas agrio proveniente de los pozos,

el cual viene como gas asociado, permitiendo así un manejo, tratamiento,

compresión y despacho seguro del mismo.

Atendiendo a estas consideraciones, se estudia la problemática existente con los

reactores de lecho sólido (SulfaTreat®) en el sistema de Endulzamiento de Gas de

la Planta Urdaneta García, pues no solo incrementan los costos de mantenimiento

y las labores operacionales sino también disminuyen la eficiencia del sistema.

En el estudio fue de relevancia el análisis de los reactores de lecho sólido

(SulfaTreat®), para su adecuación y optimización, tratando de lograr el máximo

aprovechamiento de la infraestructura disponible. Estos reactores fueron

diseñados para procesar un volumen máximo de gas de alimentación de 12.5

MMPCED con una concentración de 25000 ppmv y producir un gas dulce con una

especificación de 0 - 10ppmv (5).

La evaluación del sistema de manejo y endulzamiento de gas incluye un estudio

de factibilidad de reemplazo del sistema (SulfaTreat®) de endulzamiento de gas

existente, por sus altos costos de operación, la dificultad de realizar los

reemplazos y su disposición final, por otro tipo de proceso alterno basado en

endulzamiento de gas con amina y recuperación de azufre con Unidad Claus y

evaluar la tecnología del reactivo Intsorb.

Uno de los métodos de simulación del proceso para la evaluación de los sistemas

y de los equipos existentes en la Planta Urdaneta García se hará utilizando el

programa PRO II con Provisión.

18


MARCO REFERENCIAL

CAPÍTULO I: MARCO REFERENCIAL

19


MARCO REFERENCIAL

1.1.- PLANTEAMIENTO DEL PROBLEMA.

La Planta Urdaneta García (PUG) fue construida en 1988 y está ubicada en la

Costa Oeste del Lago de Maracaibo, Municipio Urdaneta del Estado Zulia. Esta

planta fue diseñada con el objeto de remover el H2S contenido en la corriente de

crudo – gas agrio proveniente de los pozos del campo Urdaneta – García.

El crudo ácido pasa a través de una torre de despojamiento, donde se separa

principalmente el CO2 y el H2S. Éste sistema permite obtener un crudo con un

contenido de H2S menor o igual a 10 ppmv, logrando un manejo seguro del crudo

producido hasta su almacenamiento y transporte. El gas ácido del proceso,

saturado con vapor de agua, se hace pasar a través de un sistema de

endulzamiento de gas conformado por dos reactores de lecho sólido

(SulfaTreat®), diseñado para procesar un volumen máximo de gas de

alimentación de hasta 12.5 MMPCED con una concentración de H2S de 25,000

ppmv y producir un gas dulce a ventas con una especificación de 0 – 10 ppmv de

H2S.

La U.E. La Salina requiere realizar la evaluación del sistema de endulzamiento de

gas existente con el propósito de adecuar, tratar y optimizar el procesamiento de

la mayor cantidad posible de volumen de gas ácido, y así avalar el crecimiento

esperado al expandir su capacidad de procesamiento desde 2.0 MMPCED

actuales hasta unos 7.0 MMPCED de gas ácido, esperado de los pozos, además,

se generan alternativas interesantes por el posible redimensionamiento y

transporte de gas ácido desde MPP hasta Urdaneta García; logrando aumentar la

capacidad de procesamiento de crudo de MPP, al liberar la carga de gas la cual

coparía la capacidad de procesamiento de gas disponible.

El crecimiento de la producción de gas ácido, requiere evaluar las condiciones

actuales del sistema de endulzamiento de gas agrio y adecuarlo para la futura

demanda.

20


MARCO REFERENCIAL

Actualmente, en los reactores de lecho sólido existen serios problemas de

cambios tempranos innecesarios pues al momento de reemplazar el reactivo se

observa entre un 30 a un 40% del lecho de SulfaTreat® sin reaccionar; en

pruebas de Intevep usando la técnica ASTM – D –1552 Y ASTM E –1019 la

eficiencia del SulfaTrat® es del 10%, lo cual se traduce en cambios más

tempranos, incrementando las labores operacionales y los costos de

mantenimiento produciendo una disminución de la eficiencia del sistema.

Por otro lado, se debe realizar un estudio de disposición final del SulfaTreat®

sin reaccionar, después de reaccionar y su disposición en sitio. La manera

actual de disposición consiste en transportar el producto extraído de los reactores

y verterlos en una fosa cercana a la planta al aire libre para colocar los desechos.

Debido a esto, se busca optimizar el proceso encontrando la mejor alternativa

para reemplazar el SulfaTreat®; analizando la composición de H2S (ppmv) en la

corriente de gas dulce vs tiempo (días), hallando el punto donde la eficiencia del

reactivo es máxima y establecer una frecuencia del cambio más espaciado del

mismo; incluyendo la selección de otro lecho sólido o una tecnología diferente

para reemplazar al SulfaTreat®, logrando confiabilidad, estabilidad, calidad del

producto y beneficios económicos.

Atendiendo a estas consideraciones, para lograr lo anterior, la decisión acertada

de una opción u otra en el estudio de posibles soluciones se debe analizar la

factibilidad económica del proyecto, seleccionando la mejor alternativa.

Como proyecto, este estudio resulta de especial relevancia dentro de la Industria

Petrolera, especialmente a la U.E. La Salina debido a la optimización del proceso

de endulzamiento de gas agrio, beneficiándose la empresa, al espaciarse los

cambios asociados al agotamiento de los lechos, manteniendo la calidad y

cantidad de producción a un menor costo, logrando un beneficio adicional al bajar

el costo promedio por barril procesado.

21


MARCO REFERENCIAL

1.2.- ÁREA DE UBICACIÓN. Este trabajo se llevará a cabo en la Planta Urdaneta García localizada en una

instalación en tierra, en el Sector Los Claros del Municipio Cañada de Urdaneta,

en la Costa Oeste del Lago de Maracaibo, a unos 130 km al Sudoeste de la

Ciudad de Maracaibo, en la vía La Cañada – Barranquitas. En la Figura N° 1 se

muestra un diagrama de la ubicación de la Planta Urdaneta – García. Figura N° 1. UBICACIÓN GEOGRÁFICA DE LA PLANTA URDANETA – GARCÍA.

Fuente: Alcántara, E. 2000

CABIMAS

ULÉ TIA JUANA

LAGUNILLAS

MARACAIBO

BAJO GRANDE

LAGO DE

MARACAIBO

COMPLEJO PETROQUÍMICO EL TABLAZO

CURARIRE

PLANTA URDANETA GARCÍA

BARRANQUITAS

N

ZONA DE CRUDOS AGRIOS POZOS PDVSA

POZOS BP

BACHAQUERO

22


MARCO REFERENCIAL

1.3.- OBJETIVOS.

1.3.1.- GENERAL.

Realizar optimización de los reactores de lecho sólido existentes en la Planta

Urdaneta García motivado a hacerse cambios más tempranos, innecesarios e

inconvenientes por la frecuencia adicional de los llenados, los cuales se traducen

en empleo de personal y gastos de reactivo sólido no contemplados, cuando aún

queda entre un 30 a 40% de la carga del reactor sin reaccionar.

1.3.2.- ESPECÍFICOS.

• Realizar curva de comportamiento de equilibrio entre las fases gas – sólido

para el lecho de los reactores de la planta, verificando el comportamiento entre

fases, punto de máxima eficiencia del SulfaTreat®, establecer frecuencias de

cambios del reactivo, verificando carga útil, relleno sin reaccionar y perfiles de

avances de agotamiento.

• Realizar simulaciones, verificando condiciones actuales y condiciones para el

incremento de capacidad.

• Evaluación de los equipos asociados al proceso a las nuevas capacidades y

verificar en campo el comportamiento especificado por las simulaciones.

• Realizar estudio de disposición de material gastado, material sin reaccionar y

su disposición en sitio.

• Realizar estudio técnico – económico de opciones al lecho sólido comparado

con otros lechos similares (SulfaTreat® HP (mejorado), SulfaTreat® XLP -

Planta de aminas - Tecnología Intsorb).

1.4.- JUSTIFICACIÓN DE LA INVESTIGACIÓN. Dado el incremento de producción planteado por la Gerencia de Infraestructura de

la Unidad de Explotación La Salina para la Planta Urdaneta García, se requiere

la evaluación de los equipos y del sistema de endulzamiento de gas

23


MARCO REFERENCIAL

existente (reactores de SulfaTreat®) mediante simulaciones, para identificar las

probables limitaciones, identificar cuellos de botella y otros problemas, y

proponer la mejor alternativa de ampliación de dicho sistema.

Como producto final el adecuado funcionamiento del Sistema de Endulzamiento

de Gas constituye un aspecto de suma importancia, pues el gas natural exportado

de planta hacia DZO como combustible debe llenar ciertas normas de calidad,

especialmente en contenidos máximos de H2S. Estos controles son justificados

debido a la alta toxicidad del H2S y de sus componentes derivados de la

combustión, tales como el dióxido y trióxido de azufre; además se evitaría la

corrosión interna en las tuberías de transporte, y los problemas de lluvia ácida en

sitio, minimizando la contaminación ambiental.

1.5.- ALCANCE Y DELIMITACIÓN DEL PROBLEMA. En este proyecto se evaluará la capacidad de los equipos y sistemas actuales de

la Planta Urdaneta García, verificando la posibilidad de incrementar el volumen

adicional de gas ácido a tratar desde unos 2.0 MMPCED actuales con los equipos

existentes hasta unos 7.0 MMPCED, identificando las probables limitaciones,

logrando así adecuar y optimizar el proceso de endulzamiento de gas.

Esta investigación se llevará a cabo en la empresa PDVSA Petróleo, en las

instalaciones pertenecientes a las Planta Urdaneta García en la Unidad de

Explotación La Salina del Distrito Maracaibo, de la División de Exploración y

Producción Occidente, tendrá una duración de (6) meses, con una dedicación de

40 horas semanales, comenzando desde el 2 de Mayo de 2002 y finalizando el 2

de Noviembre de 2002.

24


MARCO TEÓRICO

CAPÍTULO II: MARCO TEÓRICO

25


MARCO TEÓRICO

MARCO TEÓRICO

2.1. - ANTECEDENTES. La Planta de Endulzamiento de crudos agrios Urdaneta García fue construida en

el año 1988 por la antecesora Maraven, S.A., con el objetivo de remover el H2S

de crudo y gas asociado de pozos del Campo Urdaneta García.

En el año 1994 la operadora del Convenio DZO OXY inicia actividad en el campo

DZO, y se encarga de operar y mantener la Planta. En Julio 1997 fueron

instalados los equipos de producción y paquete de endulzamiento de gas con

SulfaTreat®, para manejo del gas agrio de los pozos del cretáceo de Urdaneta.

En Febrero de 1998 OXY decide transferir el campo DZO a Union Texas

Petroleum (UTP). En Mayo 1998 hay un cierre del crudo ácido de Urdaneta por

mercado, por lo tanto la Planta operó con la producción de crudo ácido del

Convenio y en Junio de ese mismo año la empresa UTP transfiere el campo DZO

a ARCO.

En Marzo de 2000, sé aperturan los pozos de crudo ácido del Campo de Urdaneta

del Lago de Maracaibo y en Junio se fusionan las empresas ARCO y BP.

BRITISH PETROLEUM (BP) expone la necesidad de adecuar la Planta para

corregir una serie de condiciones inseguras determinadas en inspecciones

multidisciplinarias entre BP y PDVSA, programando 2 paradas: la primera en

Diciembre de 2000 y la otra en Abril de 2001.

En Junio de 2001 ocurre la primera explosión del horno H – 101 a consecuencia

de una filtración por la válvula manual de desvío de la línea de suministro de gas

combustible, generando un proyecto llamado “Mejoras del Sistema de Seguridad

de la P.U.G”. El 29 de Septiembre de 2001 hubo la segunda explosión del horno

H-101 debido a cambios realizados no documentados en el sistema de control. A

finales del año 2001 BP propone devolver la Planta a PDVSA en los inicios del

año 2002, iniciando PDVSA una evaluación técnica, generándose reportes

26


MARCO TEÓRICO

donde se identifica la reparación al separador S-1 por bajo espesor y colocar un

regulador de gas antes del tren de suministro de gas al horno H-101.

En Febrero de 2002 se instaló un nuevo regulador de gas como recomendación

de la inspección y en Marzo fue retirado el separador S-1 para ser reparado. El crecimiento de Urdaneta se ha visto frenado por una serie de inconvenientes

existentes en P.U.G, los cuales han sido analizados y solucionados en los últimos

años.

En los años 2000 y 2001 se realizaron una serie de mejoras operacionales y de

infraestructura en el lago apuntando a un aumento de capacidad en la producción

de crudo ácido.

En el año 2002 se realizaron una serie de mejoras y adecuación en planta con el

propósito de llevarla nuevamente a los altos estándares de seguridad para

instalaciones donde se maneja H2S y en este caso, se tiene pensado incrementar

la capacidad de procesamiento de crudo y de gas, pasando de 6.0 MBPD y 2.0

MMPCED de gas a 11.0 MBPD y 7.0 MMPCED de gas.

2.2. - DESCRIPCIÓN GENERAL DE LA PLANTA URDANETA GARCÍA (10).

La Planta de Endulzamiento de crudos agrios Urdaneta García, fue construida en

1988 por la antecesora Maraven, S.A., y está ubicada en la Costa Oeste del Lago

de Maracaibo, Municipio Urdaneta del Estado Zulia, dicha planta fue diseñada con

el objeto de remover y disponer del H2S contenido en una corriente agua - crudo -

gas.

En general, la Planta disponía de 7 sistemas principales en su diseño original, los

cuales eran: Sistema de Separación Crudo – Agua, Sistema de Estabilización de

Crudo, Sistema de Compresión de Gas Agrio de Baja Presión, Sistema de

Endulzamiento de Gas con Aminas, Sistema de Recuperación de Azufre con

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MARCO TEÓRICO

Unidad CLAUS, Sistema de Compresión de Gas Dulce y Sistema de

Almacenamiento de Crudo. En la figura N° 2 se presenta un diagrama de bloques

del proceso, tal como fue diseñada originalmente.

Figura N°2. Diagrama de Bloques del Proceso de la Planta Urdaneta García.

Diseño original FUENTE: VADEMECUN LA SALINA. 2001(11)

Motivado a la muy pobre producción de gas agrio de los pozos alineados a la

planta (< 5.0 MMPCED) los sistemas de Endulzamiento de gas con amina y el

proceso CLAUS se colocaron fuera de servicio en 1989 y el gas con H2S

producido, se incineraba en el mechurrio de la planta.

La operadora Lagoven dio la oportunidad de lograr abrir unos 6000 BPD de crudo

ácido de Urdaneta lago, el cual permanecía cerrado por no contar con la

instalación adecuada para el procesamiento del crudo ácido y del gas agrio, por lo

cual, se realizó la ingeniería y como el sistema de aminas estaba fuera de

servicio, además la cantidad de gas resultaba pequeña para el diseño, el sistema

completo fue reemplazado por un nuevo sistema de endulzamiento de gas de

GAS DULCE

GAS ÁCIDO

SISTEMA DE ESTABILIZACION

DE CRUDO (TORRE DE

ESTABILIZACION)

CRUDO-GAS

GAS DULCE ALTA PRESION

( 690 LPCM)

V 101-A V 101-B 250LPCM 60 LPCM CRUDO-GAS

BAJA PRESION

GAS AGRIO 250 LPCM

SISTEMA DE SEPARACION CRUDO-GAS

GAS AGRIO BP 60LPCM

GAS AGRIO 40 LPCM

CRUDO DULCE SISTEMA DE ALMACENAMIENTO

DE CRUDO

SISTEMA DE COMPRESION DE GAS DULCE ALTA PRESION

SISTEMA DE ENDULZAMIENTO DE

GAS CON AMINAS

SISTEMA DE COMPRESION DE GAS AGRIO BAJA PRESION

SISTEMA CLAUS RECUPERACION DE

AZUFRE

AZUFRE SOLIDO

28


MARCO TEÓRICO

lecho sólido, denominado SulfaTreat®, el cual fue puesto en operación en el

año 1997.

Éste reemplazo obedeció a cambios apreciables en los volúmenes de gas de

alimentación de 2.5 MMPCED esperados (2950 m3/h) vs 5.0 MMPCED de

diseño (5900 m3/h) y en la concentración de H2S (menor a 10000 ppmv), con

respecto a los valores de diseño, lo cual no permitía operar ni el sistema de

aminas como tampoco el sistema CLAUS de manera estable. Así mismo, por la

baja presión y por estar el compresor de gas ácido fuera de servicio, el gas de

salida de la torre despojadora de crudo y parte del gas agrio asociado a la

producción de crudo BP eran quemados en el mechurrio de la planta.

La Unidad CLAUS instalada en la Planta Urdaneta García fue diseñada para

trabajar con:

• Flujo de Gas de Alimentación: 46.2 lbmol/h

• Concentración de H2S de entrada: 32.4%

• Producción de Azufre: 5 ton/día

• Eficiencia de Recuperación del Azufre: 96%

Sin embargo, inicialmente en la Planta Urdaneta García la concentración de H2S

en el gas ácido de alimentación al proceso CLAUS podía variar entre 20% a 40%

molar, lo cual dependía más de la operación y continuidad del proceso y no de la

concentración de H2S del gas agrio de alimentación y/o de la concentración de la

amina utilizada, causando graves problemas operacionales de inestabilidad a

diario con la temperatura y la estequiometría de la llama del horno de reacción

apagándolo de forma sucesiva, y disminuyendo la eficiencia de la recuperación

del azufre por enfriamiento y paro de conversión a azufre (S) en el proceso.

Esto fue corroborado por los problemas operacionales ocurridos en la Planta

durante su arranque, por no mantener su estabilidad durante la operación y por

ende fue puesta fuera de servicio.

29


MARCO TEÓRICO

En general, el uso del proceso CLAUS se justifica cuando las cantidades de H2S

pueden ser oxidadas estequiométricamente en relaciones ponderables conocidas

y es recomendable cuando el flujo y la composición del gas ácido son

relativamente constantes. Si éste no es el caso, ambas variables deben ser

medidas cuidadosamente para ajustar otras variables del proceso y mantener la

apropiada estequiometría (H2S, SO2, aire); adicionalmente, éstas fluctuaciones

reducen la eficiencia del proceso, con la de los problemas operacionales

asociados y el desperdicio de H2S quemado en el gas de cola.

La Planta Urdaneta García es operada actualmente (Junio 2002) por la empresa

“BRITISH PETROLEUM” (BP - Amoco) y puede procesar un total de 6000 BPD de

crudo agrio en convenio con PDVSA. Ésta producción es conformada por unos

500 BPD de crudo provenientes de los pozos de BP y 5500 de los pozos de

PDVSA. En la figura N° 3 se presenta un diagrama de bloques del proceso, tal

como opera actualmente.

Figura N°3. Diagrama de Bloques del Proceso de la Planta Urdaneta García. Diseño actual

FUENTE: VADEMECUN LA SALINA. 2001(11)

CRUDO-GAS

SISTEMA DE ESTABILIZACION

DE CRUDO (TORRE DE

ESTABILIZACION)

SISTEMA DE ALMACENAMIENTO DE

CRUDO

100 LPCM 60 LPCM

PDVSA CRUDO-GAS BP

GAS AGRIO 90 LPCM

SISTEMA DE SEPARACION CRUDO-GAS

GAS AGRIO BP 60LPCM

GAS ÄCIDO 40LPCM

CRUDO DULCE

GAS ACIDO A MECHURIO

SISTEMA DE ENDULZAMIENTO DE

GAS SULFATREAT

SISTEMA DE COMPRESION DE GAS DULCE ALTA PRESION

GAS DULCE

GAS DULCE ALTA PRESION

( 260 LPCM)

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MARCO TEÓRICO

2.3. - DESCRIPCIÓN DEL PROCESO DE ENDULZAMIENTO DE LA PLANTA URDANETA GARCÍA. (1) 2.3.1.- ALIMENTACIÓN DE CRUDO AGRIO La Planta Urdaneta García procesa gas y crudo para su endulzamiento,

provenientes de dos corrientes de alimentación simultáneas de pozos de

yacimientos del período cretáceo y corresponden a pozos de perforación

profunda. La primera corriente proviene de Lago – Oeste a través de 3 pozos,

ubicados en el sector Urdaneta, parte norte de la estación de flujo UD-6 en el

Lago de Maracaibo, con una producción aproximada de 5500 BPD los cuales

fluyen a través de un oleoducto de 12” de diámetro y una longitud de

aproximadamente de 25 Km, en concentraciones promedio de 2000 ppmv de H2S

en el gas y de 800 ppmv en el crudo. La segunda corriente de alimentación

proviene de la producción de 4 pozos ubicados en tierra, del área de Urdaneta

García. La suma de estos pozos genera una producción aproximada de 500 BPD,

en concentraciones promedio de 18000 ppmv de H2S. Esta producción es

recibida a través de un sistema de múltiples de acción manual, los cuales

permiten alinear la producción de cada pozo a través de un separador de medida,

para su evaluación individual o alinearlo en su totalidad hacia el separador

bifásico S1-A donde se separan de igual manera el gas del crudo y lograr las

condiciones exigidas por el sistema Micromotion para medir y contabilizar la

producción total de la zona. Las características más importantes de estos pozos

se muestran a continuación en la Tabla N°1(6).

CARACTERÍSTICAS POZOS DEL LAGO (PDVSA) POZOS DE TIERRA (BP)

Volumen de crudo(BPD) 5500 500

Gas asociado(MMPCED) 2,0 0,50

Gravedad API 27,6 ° 30,2 °

Gravedad API corregida 26,3 ° 28,9 °

Composición de H2S(ppmv) 800 18000

Tabla N°1. Características importantes de los pozos de alimentación. Fuente: Datos de Centinela 2002

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MARCO TEÓRICO

El crudo proveniente de los pozos de producción del lago y tierra llegan a los

separadores S-1/S-1A respectivamente, con el objeto de realizar la medición del

flujo de líquido y gas.

La producción entregada a esta planta pertenece a custodios diferentes (5500

BPD de PDVSA y 500 BPD de BP), por lo tanto las dos corrientes deben ser

cuantificadas antes de entrar a la planta. Para lograr la separación, las corrientes

se separan en fase gas y líquido, con el objeto de ser medidas. Existen dos

medidores de flujo másico del tipo “Micromotion” a la salida de cada uno de

los separadores de entrada de la planta (separador de pozos provenientes de

tierra y del lago), los cuales miden todo el líquido basándose en la densidad del

mismo y corrigiendo el valor por temperatura. Mientras tanto, la corriente de gas

se mide mediante placa de orificio. En la figura N°4 se observan estos medidores

de flujo másico.

Figura N° 4. Detalles de los medidores de flujo másico Micromotion Fuente: Santos, Tielvis. 2002

La producción indicada y fiscalizada por estos medidores se consolida y se concilia

con la producción de crudo, siendo ésta la producción de crudo fiscalizada y

totalizada por una unidad electrónica compiladora de medición (Lact Unit) ubicada

a la salida de la planta, aprobada por el convenio BP-PDVSA para dicha función.

En la figura N° 5 se muestra detalles de la unidad de medición Lact Unit.

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MARCO TEÓRICO

Figura N° 5. Detalles de la Unidad de medición Lact Unit

Fuente: Santos, Tielvis. 2002

2.3.2.- PROCESO DE ENDULZAMIENTO DE CRUDO

Luego de ser contabilizada la producción de las dos zonas, las dos corrientes de

petróleo se mezclan nuevamente con el gas y se envía la mezcla hacía la Unidad

Estabilizadora de Crudo (UEC) en dos corrientes diferentes. La producción del

Lago Oeste de alta presión entra al separador trifásico (crudo-gas-agua) V-101A

en donde se produce la primera etapa de separación de H2S del crudo por efecto

de expansión, este volumen de gas agrio sale del separador a través de un

control de presión y es alineado hacia el proceso de endulzamiento de gas

(reactores de SulfaTreat®). El exceso de crudo sale a través de un control de nivel

y se une a la producción de los pozos de tierra de baja presión de Urdaneta

García donde entran al separador trifásico V-101B, y por el mismo efecto de

expansión, se libera aproximadamente un 60% del volumen de gas agrio

contenido en el crudo, el cual es alineado al compresor C-101 para elevar su

presión y ser descargados al sistema tratador de gas. En la figura N° 6 se muestra

el separador trifásico V-101A/B.

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MARCO TEÓRICO

Figura N° 6. Detalle del separador trifásico V-101A/B Fuente: Santos, Tielvis. 2002

Este separador doble V-101A/B es un recipiente horizontal con dos secciones

fraccionadas por una división central vertical interna, el mismo opera como un

separador trifásico, el cual además de eliminar el gas agrio del petróleo crudo,

también remueve la capa de agua libre en fase líquida. El agua ácida debe ser

removida antes de enviar el crudo al estabilizador de crudo evitando problemas en

el fondo de la torre estabilizadora motivado a la evaporación de agua, la cual

transporta sales disueltas que se depositan como residuos acumulándose en las

bandejas contactoras, causando su taponamiento; además estas sales

acumuladas son altamente corrosivas. El agua ácida removida en ambas etapas

es recolectada y enviada al tanque de almacenamiento de crudo. Finalizado el proceso de expansión en el separador, el gas agrio sale por el tope

del V-101 A/B, luego el agua y el crudo salen por el fondo por el control de nivel y

fluyen por presión hacia el tope de la torre estabilizadora de crudo V-102 y entra

como carga para iniciar el despojamiento en sentido descendente al entrar en

contacto directo con los vapores ascendentes del producto liviano a temperaturas

aproximadas de 180°F, los cuales a su vez han sido generados a través de la

recirculación de una porción de crudo (30% - 40%) desde el horno de proceso H-

101 de tipo espiral y de fuego directo.

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MARCO TEÓRICO

El crudo al caer hacia el fondo de la torre parcialmente se va despojando a

concentraciones de H2S no mayores de 10 ppmv y es succionado por las bombas

P-101A/B y descargado a través de un enfriador E –101A/B del tipo aleteado para

ser almacenado. En la figura N° 7 se muestra la torre estabilizadora de crudo y en

la figura N° 8 se muestra el horno H-101.

Figura N°7. Detalles de la Torre Estabilizadora de Crudo V-102


La torre estabilizadora V-102, está diseñada para remover el H2S del petróleo

mediante calentamiento produciendo un flujo de crudo seguro, el cual puede ser

manejado y almacenado sin temor a una emisión peligrosa de H2S.

35


MARCO TEÓRICO

Figura N° 8. Aspecto general del Horno H-101


El horno H-101 tiene un serpentín helicoidal sencillo de una sola pieza, construido

de acero A-106 Grado B, el cual calienta el crudo expandiendo los componentes

más livianos.

El crudo no debe calentarse demasiado por encima de los 280 a 300°F, pues el

crudo puede expandirse produciendo muchos vapores dentro de la torre. Si es

así, el gas agrio sale por el tope con un mayor contenido de hidrocarburos

pesados C2+ los cuales se arrastran y se condensan en los lechos de SulfaTreat®.

La torre estabilizadora posee un control de nivel FIC - 108, el cual regula el crudo

desde el fondo de la torre hacia el horno. Si el nivel en el fondo de la torre es

mayor, este exceso de crudo es enviado a los tanques de almacenamiento de

crudo previo enfriamiento en los intercambiadores de aire E-101A/B. En la Figura

N° 9 se muestra los Enfriadores de aire E-101A/B.

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MARCO TEÓRICO

Figura N° 9. Enfriadores de Aire E-101A/B Fuente: Santos, Tielvis. 2002

El almacenaje del crudo endulzado, se hace luego de salir de los

intercambiadores de calor E-101A/B para disminuir su temperatura hasta 35 – 38

°C y a presión atmosférica, para ser almacenado en 4 tanques con capacidad

nominal de 750 Bls cada uno (Capacidad efectiva 640 Bls c/u). Este producto es

despachado o exportado hacia la estación de flujo EF-UD-7 por dos bombas

reciprocantes P-1/P-2 de 6000 BP/hora cada una a través de un sistema de

contabilidad denominado Lact Unit, el cual mantiene la fiscalización de lo

producido. En la figura N° 10 se muestran los tanques de almacenamiento de

crudo.

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MARCO TEÓRICO

Figura N° 10. Tanques de Almacenamiento de Crudo


2.3.3.- PROCESO DE ENDULZAMIENTO DE GAS AGRIO

El proceso para logra el endulzamiento del gas proveniente de la unidad

estabilizadora de crudo V-102 y del separador trifásico V-101A/B está compuesto

por dos reactores rellenos con un producto químico denominado SulfaTreat®.

Este proceso está basado en la reacción generada por el contacto del gas natural

saturado con vapor de agua y H2S con el SulfaTreat®, logrando atrapar el enlace

molecular del hidrógeno y del azufre, rompiéndose y descomponiendo así el

elemento indeseado, atrapando el azufre y liberando agua.

Existen dos corrientes de gas, la primera está compuesta por gas agrio sale

saliendo del separador V-101B y la otra corriente de gas fluyendo desde el tope

de la torre despojadora V-102 (gas de baja presión), el cual es enviado al

depurador de gas V-103, donde se retienen las trazas de líquidos generados por

condensación, los cuales son drenados al Knock-out Drum (V-106). Por otro lado,

el gas de alta presión saliendo del separador V-101A es enviado al depurador V-

203, reteniendo las trazas de líquidos generados por condensación, los cuales

son drenados al Knock-out Drum ( V-106). Luego, el gas agrio de baja presión

sale por el tope del depurador V-103, pasa por el compresor C-101 para

38


MARCO TEÓRICO

aumentar su presión y se une con el gas agrio de alta presión saliendo del tope

del depurador V-203 para dirigirse como alimentación al tope de los reactores de

lecho sólido a una presión de 40 lpcm y una temperatura de 90°F (32.2°C) en

promedio, donde se lleva a cabo el proceso de endulzamiento de gas, mediante la

utilización de un adsorbente, marca “SulfaTreat®”. Antes de entrar al reactor, el

gas agrio es saturado con agua para obtener un mayor rendimiento del

adsorbente, acondicionarlo y a la vez evitar la compactación exagerada del

producto dentro del recipiente facilitando su reemplazo. En la figura N° 11 se

muestra los depuradores V-103 y V-203.

Figura N° 11. Depuradores de Gas agrio V-103 y V-203 Fuente: Santos, Tielvis. 2002

El gas dulce proveniente del reactor a 40 lpcm de presión y 0 – 10 ppmv de

H2S fluye hacia el compresor de gas dulce reciprocante C-201para aumentar su

presión hasta aproximadamente 220 lpcm y ser inyectado al gasoducto, el cual

pasa a tráves del depurador V-204 y es utilizado como combustible en planta y el

exceso es transferido al Gasoducto de Los Claros, enviando gas a Alpuf o Campo

Boscán a través del mismo sistema. En caso de falla de los compresores, el gas

será desviado hacia el mechurrio de la planta. En la figura N° 12 se muestran los

compresores de gas C-101 y C-201.

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MARCO TEÓRICO

Figura N° 12. Compresores de gas agrio C-101 y gas dulce C-201


Los equipos utilizados en el proceso SulfaTreat® son dos recipientes a presión

vertical, totalmente huecos en su interior, excepto por la bandeja de soporte del

producto, cerca de la costura de la cúpula del fondo. Cada recipiente tiene una

capacidad de 300,000 lbs (150 sacos de químico de 2000 lbs c/u). En la figura N°

13 se muestran los dos reactores instalados en Planta.

Figura N° 13. Reactores del proceso “SulfaTreat®en la Planta Urdaneta

García ” Fuente: Santos, Tielvis. 2002

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MARCO TEÓRICO

El proceso de endulzamiento de gas en los reactores es por baches o cargas, es

decir, el gas circula continuamente por el lecho hasta lograr su saturación, es

decir, la concentración a la entrada se hace igual a la concentración a la salida y

deba ser cambiado por una nueva carga, por lo tanto se hace necesario contar

con un reactor de respaldo hacia donde se desviará el gas mientras se realice

la operación de remoción y carga del reactor saturado, manteniéndose la

operación de la planta sin interrupciones.

El lecho sólido es soportado por un filtro de goma espuma, 2 mallas móviles de 40

mesh y 4 mesh, respectivamente y una malla permanente. La sección donde se

drenan los líquidos, ubicada en la parte inferior de la unidad posee un relleno

compuestos por grava. El drenaje de los líquidos se realiza a través de un cabezal

común ubicado en el fondo del recipiente. Además, la unidad incluye una boca

de descarga del material utilizado, el cual se dispone en una fosa al aire libre. En

la figura N°14 se muestra la configuración típica de un reactor del proceso

SulfaTreat® (7).

Figura N° 14. Esquema típico del Reactor utilizado en el Proceso “SulfaTreat® (7)” Fuente: Santos, Tielvis. 2002

Entrada de gas ácido

Drenaje de Líquido

Salida de gas dulce

Boquilla de limpieza Pasa hombre

Producto SulfaTreat

Soporte de goma espuma

Malla 40 Mesh Malla 4 Mesh

Base de soporte

Falda

Plataforma con escalera Boquilla de carga

Válvula de Alivio

Espacio Adecuado

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MARCO TEÓRICO

A continuación se muestra la figura N°15 el diagrama de flujo del Proceso de

Endulzamiento de la Planta Urdaneta García, tal como opera actualmente, con

detalles de medidores de flujo, válvulas principales de control y condiciones

operacionales.

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MARCO TEÓRICO

43


MARCO TEÓRICO

2.4.- DESCRIPCIÓN DE LOS SISTEMAS Y EQUIPOS DE LA PLANTA URDANETA GARCÍA.

2.4.1. MÓDULO DE RECEPCIÓN Y MEDICIÓN.

2.4.1.1. Sistema de alimentación de crudo.

La Planta Urdaneta García recibe como alimentación dos corrientes de crudo, una

proveniente del Lago de Maracaibo la cual pertenece a PDVSA y otra originada

en tierra perteneciente a BP - Amoco.

2.4.1.2. Corriente de crudo PDVSA

Esta alimentación proviene de tres pozos cretáceos identificados como: UD-103,

UD-132 y UD-152, los cuales están ubicados en la zona de Urdaneta Oeste de la

estación de flujo UD-6 en el Lago de Maracaibo. Su producción está estimada

actualmente de la siguiente manera:

UD-103: 1300 BPD – 3500 ppmv de H2S.

UD-132: 3500 BPD – 4500 ppmv de H2S.

UD-152: 4800 BPD – 3500 ppmv de H2S.

Esta producción fluye hasta la planta a través de un oleoducto de 12” de diámetro

y una longitud de 25 Km.

2.4.1.3. Corriente de crudo BP

Esta corriente de crudo proviene del aporte de cuatro pozos ubicados en tierra

identificados de la siguiente manera: Pozos Urdaneta 6 (23H-1X), Urdaneta 7

(28K-2X), García 17(29G-2X) y García 18(28F-1X); con una producción estimada

de 500 BPD. Estos pozos fluyen a través de líneas individuales de 4” siendo los

150 mts finales de un diámetro de 6”. Su producción está estimada actualmente

de la siguiente manera:

UD-6: 50 BPD – 11000 ppmv de H2S.

UD-7: 160 BPD – 15000 ppmv de H2S.

44


MARCO TEÓRICO

GAR-17: 160 BPD – 15000 ppmv de H2S.

GAR-18: 31 BPD – 11000 ppmv de H2S.

2.4.2. MÓDULO DE ENDULZAMIENTO DE CRUDO. 2.4.2.1. Torre Estabilizadora V-102.

Finalizada la etapa de expansión en el sistema de endulzamiento, el crudo sale

del V-101 B para iniciar la etapa de despojamiento en la torre estabilizadora V-

102.

El crudo con temperatura de 80º F aproximadamente asciende hasta la parte

lateral del tope de la torre y entra a través de un elemento removible denominado

rociador, el cual consiste en un tubo de 72 cm de longitud por 4” de diámetro con

12 orificios de 5/8” distribuidos a lo largo del mismo. Este elemento tiene como

función expandir el crudo en forma de rocío al aumentar su velocidad a través de

la restricción, generándose una separación parcial del gas, el cual sube para

pasar a través del separador de neblina (Deminster – pad) y retener las

posibles trazas de líquido (crudo) pudieron ser arrastradas. De igual manera este

elemento elimina la posibilidad de caída de alguna de las bandejas al recibir el

impacto de un alto volumen de crudo de alimentación en forma de cascada.

El crudo luego de entrar a la torre inicia su descenso a través de las bandejas o

platos tipo válvulas, las cuales se encuentran en número de 10 repartidas a lo

largo del cuerpo de la torre. Estas bandejas poseen un tabique el cual permite un

tiempo de retención para que el crudo inunde la misma y el producto entre en

contacto con los vapores calientes de gases que van en ascenso cuando estos

por presión abren las válvulas tipo “T” y fluyen a través del líquido. Al aumentar el

nivel el crudo rebosa el tabique y cae a la bandeja inmediata inferior y continuar

progresivamente bajando las 10 bandejas de las que está compuesta la torre

hasta llegar al fondo.

El crudo agrio desciende y tiene contacto directo en contra corriente con los

vapores calientes, generados por medio de la recirculación de crudo a través del

45


MARCO TEÓRICO

horno H-101, los cuales ascienden para despojar o liberar el H2S que se

encuentra en él, obteniendo un producto final en el fondo de la torre con una

concentración no mayor de 10 ppmv, la cual es la concentración máxima

permitida para su almacenamiento.

2.4.2.2. Depurador V-103. El depurador V-103 es un separador bifásico de tipo vertical ubicado en la UEC,

cuya función es la de retener el posible condensado arrastrado por las corrientes

de gas provenientes tanto del V-101 B como de la V-102. Estas dos corrientes se

unen en una línea de 6” de entrada al V-103.

El gas entra al depurador choca con una placa deflectora, provoca un cambio

brusco de dirección del fluido, logrando una separación por expansión de casi la

totalidad de los productos asociados. Aunque esta separación es casi completa el

gas arrastra pequeñas gotas de líquido al pasar a través del retenedor de neblina

son atrapadas, estas pequeñas gotas al juntarse forman unas más grandes caen

al fondo.

La salida del gas del V-103 se encuentra en el tope del mismo y el caudal

manejado puede ser dirigido al venteo a través de la PV-124. Por medio de un

desvío este gas también puede ser unido a los gases de salida del V-101A y

dirigido hacia el V-203 para su endulzamiento en los reactores.

2.4.2.3. Bombas P-101 A / B. Las bombas P-101 A/B están ubicadas fuera del skid de la UEC en la parte

posterior de la misma y cumplen doble función, la de recircular crudo hacia la torre

V-102 pasando por el horno H-101 y la de llevar el excedente de nivel de la torre a

los tanques para su almacenamiento pasando a través de los enfriadores E- 101

A/B.

46


MARCO TEÓRICO

Son bombas centrífugas con una capacidad de 3640 gpm, accionadas por un

motor eléctrico de 35 HP con alimentación independientemente del Centro de

Control de Motores. Poseen arranque local por unos botones de arranque

ubicados al frente de cada uno ellos. Estos motores pueden ser parados

localmente o en el Centro de Control de Motores donde también tienen un botón

de arranque para la misma función.

La succión de las bombas viene del fondo de la V-102 a través de una línea de 8”

antes de llegar a ellas se bifurca en dos líneas de 4” una para cada una. También

en la succión poseen un sistema de filtros del tipo sombrero de bruja ubicados en

un carreto removible para practicarles limpieza en caso de que se obstruyan por

cualquier sustancia sólida transportada por el crudo.

La descargas de las bombas son a través de una línea de 4” de diámetro, la cual

se unen antes de llegar a un múltiple por el cual se puede dirigir el flujo del crudo

a los siguientes equipos:

• Horno H-101

• Tanques de almacenamiento.

• Recirculación al V-101B

• Recirculación a la V-102.

2.4.2.4. Horno H-101. El horno H-101 es el encargado de calentar el crudo entre los 250 a 320º F

expandiéndolo con la finalidad de producir una gran cantidad de vapores, los

cuales entran por el fondo de la torre estabilizadora despojando al crudo del H2S.

El horno es del tipo tiro forzado con un serpentín helicoidal interno por donde fluye

el crudo, posee un quemador de 10MM BTU/h, con un soplador estequiométrico

incorporado. Está revestido internamente por un refractario mejorando el

rendimiento del quemador, evitando el intercambio de temperatura con la parte

externa de las paredes. Posee una chimenea en la parte trasera por donde se

47


MARCO TEÓRICO

dejan salir los gases producto de la combustión interna y regulados por un

damper ubicado en la parte inferior de la misma.

Posee un panel de control ubicado en la parte lateral donde se encuentran los

indicadores de alarma y operación además de los controles de encendido local.

Este panel de control tiene un PLC que envía y recibe las señales al monitor

visual ubicado en la sala de control.

El control de temperatura viene dado a las necesidades operacionales en el

fondo de la torre V-102. Este control de temperatura se da por el accionar de la

válvula TCV-105 el cual permite mayor paso de gas al quemador incrementará la

llama de entrada al hogar del horno. El flujo a través del H-101 debe

mantenerse constante y en un margen bastante alto de manera de lograr los

objetivos operacionales.

Un flujo insuficiente resultaría en una menor transferencia de calor y poca

separación de H2S en el crudo. La rata operacional de flujo es de 6000 BPD.

Por razones de seguridad en la entrada del H-101 se encuentra ubicada una

válvula de cierre de emergencia denominada XV-105, cortando el flujo de crudo

hacia el mismo. Está válvula puede ser accionada manualmente a través del paro

de emergencia de la planta o por los paros automáticos de protección del horno.

2.4.2.5. Enfriadores E-101 A / B. Los enfriadores de crudo E-101 A/B son los encargados de disminuir la

temperatura del crudo, el cual sale por el fondo de la torre estabilizadora antes de

llegar a los tanques de almacenamiento.

Estos enfriadores realizan su función a través de un cuerpo provisto de una vasta

red de tubos por donde circula crudo, los ventiladores instalados en la parte

inferior de la misma fuerzan la entrada de aire a través de dichos tubos,

48


MARCO TEÓRICO

provocando el intercambio de calor entre el producto circulante y la corriente de

aire a temperatura ambiente.

2.4.3. MÓDULO DE ENDULZAMIENTO DE GAS.

2.4.3.1. Compresor de gas agrio C-101. El compresor de gas agrio es centrifugo tipo tornillo marca Dresser Rand,

acoplado a un motor a gas modelo TVC 22. Esta diseñado para comprimir el gas

agrio de baja presión proveniente del depurador V-103 y enviarlo al depurador V-

203 para luego ir al proceso de endulzamiento de gas (reactores de

SulfaTreat®). La descarga del compresor se adapta a la presión de descarga

requerida.

Después de salir del proceso de compresión, el gas va como succión al depurador

V-203 para remover las posibles trazas de líquidos generadas por efecto de

condensación y evitar el posible arrastre de partículas de crudo hacía los

reactores, el cual pierde su capacidad de adsorción (reactividad) en las áreas

contaminadas de crudo.

El proceso de compresión genera cierta cantidad de calor y por lo tanto el C-101

posee un enfriador instalado en la parte frontal, el cual consta de una serie de

pequeños tubos, por entre los cuales se hace circular aire a temperatura

ambiente, por medio del ventilador del motor. Actualmente, este compresor está

fuera de servicio por no aplicarle ningún tipo de preservación en el período que la

planta no estuvo en operación, por lo tanto tiene unas piezas dañadas y el gas de

baja presión se esta quemando en el mechurrio.

2.4.3.2. Depurador V-203.

El depurador V-203 es un separador bifásico de tipo vertical ubicado en el módulo

de endulzamiento de gas, cuya función es la de retener el posible condensado

arrastrado por las corrientes de gas provenientes del compresor C-101 como del

separador V-101 A. Estas dos corrientes se unen en una línea de 6” de entrada al

V-203.

49


MARCO TEÓRICO

El gas alimentado al depurador choca con una placa deflectora, provocando un

cambio brusco de dirección del fluido, logrando una separación por expansión de

casi la totalidad de los productos asociados. Aunque esta separación es casi

completa el gas arrastra pequeñas gotas de líquido, el cual pasa a través del

retenedor de neblina son atrapadas, estas pequeñas gotas al juntarse forman

unas más grandes cayendo al fondo.

La salida del gas del V-203 se encuentra en el tope del mismo y el caudal

manejado puede ser dirigido a los reactores de SulfaTreat® para su

endulzamiento.

2.4.3.3. Reactores de SulfaTreat® RS-1 A/B

El proceso para el endulzamiento del gas proveniente de la unidad estabilizadora

de crudo y del separador trifásico V-101A/B está compuesto por dos reactores,

los cuales contienen un producto químico denominado SulfaTreat®, los cuales

tienen una capacidad de 150 Ton, un rendimiento aproximado de 45 días cada

uno, dependiendo de la concentración de H2S y del flujo de gas.

El gas agrio se dirige a la parte superior del reactor por donde inicia su descenso

a través del lecho de SulfaTreat® hasta salir por la parte de abajo con

características de gas dulce con concentraciones no máximas de 10 ppmv. Antes

de entrar al reactor, el gas es saturado con agua para acondicionarlo y a la vez

evitar la compactación exagerada del producto dentro del recipiente facilitando su

reemplazo.

Para obtener un mayor rendimiento del SulfaTreat®, los reactores poseen una

facilidad de trabajar en serie, es decir, alinearlos de tal manera que la salida de

uno sea la entrada del siguiente. Así, cuando el gas en un reactor sale fuera de

especificación (más de 10 ppmv de H2S) se colocan a operar en serie para

aprovechar el producto, darle un mayor rendimiento y obtener un gas dulce dentro

de las especificaciones ambientales requeridas.

50


MARCO TEÓRICO

El gas dulce producido es alineado a la succión de un compresor reciprocante C-

201 para elevar su presión y ser inyectado al gasoducto el cual a través de un

depurador V-204 es utilizado como combustible en planta y el exceso transferido

al Gasoducto de Los Claros distribuyendo a Alpuf o Campo Boscán a través del

mismo sistema.

2.4.3.4. Compresor de gas dulce C-201. Es un compresor reciprocante, marca Dresser Rand, de una sola etapa,

acoplado a un motor Caterpillar modelo G398. Está diseñado para comprimir el

gas dulce proveniente de la unidad de tratamiento de gas y enviarlo a la

estación de gasoductos Los Claros. La descarga del compresor se adapta a la

presión de descarga requerida. En operación normal succiona desde 50 lpcm y

descargando a 250 lpcm.

Después de salir de los reactores, el gas va como succión al C-201 pasando a

través de un depurador V-206, el cual se encuentra a la entrada del mismo para

retener el posible condensado que sea arrastrado de los reactores.

El proceso de compresión genera cierta cantidad de calor y por lo tanto la

temperatura del gas aumenta entre 110 y 122º F. Debido a esto el C-201 posee

un enfriador instalado en la parte frontal, el cual consta de una serie de

pequeños tubos, por entre los cuales se hace circular aire a temperatura

ambiente, por medio del ventilador del motor. Posteriormente este gas es

descargado por medio de una línea de 8” hacia el gasoducto a Los Claros.

2.5. - INTERCONEXIÓN DE LA PLANTA URDANETA GARCÍA CON OTRAS INSTALACIONES. La planta Urdaneta García suministra crudo dulce y Gas Natural dulce a las

siguientes instalaciones:

• Crudo Mediano a:

51


MARCO TEÓRICO

Patio de Tanques Ulé ( Vía EF UD-7), unos 6,000 BPD

• Gas Natural dulce, unos 2.0 MMPCED

Gas para consumo interno en la planta y el excedente se comprime y se descarga

hacia el bloque DZO y parte hacia la (Estación 3) de Campo Boscán.

2.6. - GENERALIDADES DEL PROCESO DE ENDULZAMIENTO DE GAS. (1)

El proceso de endulzamiento de gas tiene como propósito principal eliminar el

sulfuro de hidrógeno (H2S), el CO2, el CS2 y CH2S contenido en la corriente de

gas permitiendo así un manejo y almacenamiento seguro del mismo.

Muchos tipos de gases contienen H2S en cantidades de hasta el 30 % molar.

Generalmente se puede encontrar en los siguientes procesos industriales:

• Perforación y producción de crudos con alto contenido de azufre.

• Refinación.

• Acondicionamiento de gas natural.

• Industria química y petroquímica.

Los gases que contienen alta concentraciones de H2S son denominados “agrios”

y los que no la poseen se denominan “dulces”.

Existen varios procesos para la remoción del H2S, estos se agrupan en dos

categorías:

• Por adsorción.

• Por absorción.

52


MARCO TEÓRICO

2.6.1. Procesos de Adsorción

La adsorción es la transferencia selectiva de uno o más solutos de una fase fluida

a un lote de partículas sólidas. La selectividad común de un adsorbente entre el

soluto y el fluido portador o entre varios solutos, hace posible la separación

de ciertos solutos presentes en el fluido portador o entre sí.

En general, la adsorción incluye la acumulación de moléculas de soluto en una

interface, la acumulación por unidad de área es pequeña; por consiguiente se

prefieren los sólidos altamente porosos con áreas internas muy grandes por

unidad de volumen. En síntesis, la adsorción es un proceso de separación el cual

envuelve la remoción de una sustancia en una corriente de gas por captación

física sobre la superficie de un material sólido, por ejemplo la adsorción del H2S

por carbón activado.

En los reactores de la P.U.G se aplica el método de adsorción llamada

quimisorción, pues el gas se adsorbe, pero también reacciona agotando el lecho,

removiendo el H2S de la corriente de gas utilizando como lecho sólido el

SulfaTreat®.

2.7. - REACTIVO QUÍMICO “SulfaTreat® ”.(2)

El producto SulfaTreat® es un adsorbente sólido estandarizado al nivel de

PDVSA para endulzar el gas asociado a la producción de crudo. Este se basa en

óxidos de hierro ( Fe3O4, Fe2O3) soportados sobre un material inorgánico inerte, el

cual consiste en usar óxido de hierro para remover el H2S y mercaptanos

presentes en el gas. Básicamente es un compuesto de hierro mezclado con

químicos adicionales, mejorando su reactividad.

El producto SulfaTreat® se utiliza en forma sólida, las partículas son insolubles y

granulares con tamaño entre 4 y 30 mesh, con una gravedad específica de 1.12

53


MARCO TEÓRICO

g/cm3, para darle al sólido propiedades de fácil manejo. Tiene una densidad de

70 Lbs/ft3 y se comercializa en bolsas de 50 Lbs hasta de 2500 Lbs (granel).

El proceso debe ser aplicado preferiblemente a gas saturado con agua, para

lograr una óptima eficiencia. La humedad es una propiedad muy importante, la

misma permite la adherencia del hierro al grano, recordando el hierro es la

materia activa secuestrante el H2S del gas natural.

El SulfaTreat® es un proceso tipo batch (por carga) para la remoción del sulfuro

de hidrógeno (H2S) y mercaptanos ligeros del gas natural, se diferencia de otros

productos por ser un material seco; está libre de cualquier líquido, y ésta

característica le permite procesar el gas más fácilmente y con una mayor

capacidad de predicción en comparación con otros productos del mercado, como

por ejemplo: la esponja de hierro y otros procesos líquidos, los cuales requieren

atención operacional constante. Este proceso con SulfaTreat® no requiere de un

monitoreo continuo ni de equipo de control costoso; no es afectado por

variaciones en las condiciones de operación.

El SulfaTreat® puede ser ubicado en sitios no peligrosos o enterrado en un sitio

permitido en condiciones normales, ya que es no tóxico, no pirofórico, no

peligroso y ambientalmente seguro.

El SulfaTreat® mejorado HP es de química similar y se encuentra dentro de la

familia de los productos de SulfaTreat®, usado en la Industria en aguas residuales

para remover el H2S de la corriente de gas.

El SulfaTreat® HP puede ser mantenido por un período indefinido de tiempo bajo

condiciones normales de almacenamiento sin pérdida de efectividad. El producto

es un material sólido, su empacado y manejo es más fácil y el mismo se hace en

bolsas retornables, por lo tanto no se requiere de tambores de almacenamiento.

Puede ser almacenado al aire libre si es protegido de elementos directos del

54


MARCO TEÓRICO

ambiente. Como es no peligroso y no tóxico no requiere de uso de equipos

especiales.

Por otro lado, este producto es efectivo a baja y altas velocidades porque el

tamaño y la forma de las partículas son uniformes, lo cual elimina el

acanalamiento. Adicionalmente provee una alta remoción aún cuando se

presenten gran cantidad de contaminantes en el sistema.

El producto SulfaTreat® (FexOy), al entrar en contacto con la corriente de gas que

contiene H2S, produce varios compuestos mediante la siguiente reacción:

6 H2S + Fe3O4 3FeS2 + 4H2O + 2H2

(SulfaTreat®) (Pirita)

Siendo el producto principal un residuo granular sólido, estable y seguro

denominado pirita (FeS2).

El producto resultante de la reacción (la pirita) es de color marrón claro, granular,

seco y no es pirofórico. El compuesto formado ha sido evaluado en pruebas

exigentes y puede ser recirculado para otros tipos de procesos (2).

La pirita, está considerada como no tóxica dentro de las especificaciones de la

EPA (Environmental Protection Agency de EEUU) y en la Legislación Venezolana.

2.8. - SIMULADOR DE PROCESO.

Actualmente existen en la industria Petrolera y Petroquímica simuladores los

cuales permiten evaluar de una forma rápida equipos o plantas de procesos,

establecidas o modificadas. Estos simuladores poseen programas implícitos

modelos termodinámicos en forma de modelos matemáticos para reproducir

condiciones de un equipo o conjunto de ellos.

55


MARCO TEÓRICO

2.8.1. Simulador PRO/II. (3)

En esta sección se describe el paquete de simulación PRO/II con Provisión,

utilizado para llevar a cabo la simulación de la Planta Endulzadora Urdaneta

García.

PRO/II con Provisión, es un programa de simulación de procesos. Los algoritmos

base de este paquete de simulación provienen del programa PRO/II, con la

diferencia que Provisión permite la ejecución en el ambiente con ventanas,

logrando ser este programa de fácil manejo. El programa es diseñado para

ingenieros químicos e industrias de proceso y es corrido bajo ambiente Windows.

Una variedad de componentes y datos termodinámicos, acompañados de una

sección completa de procedimientos para calcular unidades, provee al

ingeniero de una herramienta poderosa para el diseño y simulación de una

amplia gama de procesos, a través de él se pueden simular diferentes equipos

como: unidades de destilación, compresores, reactores, intercambiadores de

calor, mezcladores, separadores, bombas, y otros. (4)

2.8.2. Método Termodinámico Utilizado en el Simulador PRO/II. El método termodinámico utilizado para la simulación del proceso de

Endulzamiento de Gas de la Planta Urdaneta García fue el Braun K –10.

El método Braun K-10 se basa en las cartas desarrolladas por Cajander, et. Al, en

1960. La carta para una presión de convergencia de 5000 psia se usa para

predecir los valores de constante de equilibrio (K) de los componentes a una

presión del sistema de 10 psia. Los valores de K a 10 psia son proporcionales a la

presión deseada. Así mismo, el método termodinámico BK-10 nunca debe ser

usado para sistemas con presiones mayores de 90 psia o temperaturas fuera del

rango comprendido entre 100 y 900 ° F. Tiene también capacidad limitada

para predecir los valores de K para los componentes ligeros. Los

pseudocomponentes se estiman usando los valores de la correlación de K-10 y

puntos de ebullición.

56


METODOLOGÍA

CAPÍTULO III: MARCO METODOLÓGICO

57


METODOLOGÍA

MARCO METODOLÓGICO A continuación se presenta una descripción detallada de la metodología llevada a

cabo en la evaluación del proceso de endulzamiento de gas:

3.1.- REVISIÓN BIBLIOGRÁFICA

Inicialmente se realizó lectura del Manual de Operación de la Planta Endulzadora

Urdaneta García y búsqueda de información relacionada con el proceso, reactivo

químico “SulfaTreat®, planos de equipos asociados al sistema, a fin de

familiarizarse con los mismos, conociendo los datos de diseño de los equipos,

procedimientos operacionales y las condiciones normales de operación de la

planta. Esta actividad permitió seleccionar la información útil para efectos de la

evaluación realizada.

3.2.- VISITAS A LAS INSTALACIONES

Con el propósito de conocer la ubicación geográfica, infraestructura y

funcionamiento de la Planta, se realizaron varias visitas a la misma. Esta

actividad permitió determinar los equipos asociados al proceso de endulzamiento

de gas, las condiciones reales de operación de los equipos para la evaluación de

los mismos e identificar las variables más importantes del sistema.

3.3.- ACTUALIZACIÓN DEL ISOMÉTRICO DE LA PLANTA

URDANETA GARCÍA

Con las visitas a las instalaciones de la Planta se verificó y avaló la información tal

como la ubicación y dimensionamiento de algunos equipos presente en los

isométricos, facilitándonos así el posterior estudio del proceso. Se realizó una

revisión en campo siguiendo todas las líneas activas existentes con todos los

quipos asociadas al proceso de endulzamiento de gas tal como se encuentra

58


METODOLOGÍA

operando actualmente. Dentro de los equipos evaluados tenemos: separadores -

depuradores, compresores y los reactores de SulfaTreat®.

3.4.- BASES Y PREMISAS

3.4.1.-DATOS DE DISEÑO

Los datos de diseño de los equipos fueron tomados de los Manuales de

Operación, de los planos existentes de la Planta Endulzadora Urdaneta

García(1/6) y de las placas de identificación de los mismos, así como las

características de los equipos: separadores – depuradores, compresores, y

reactores. A continuación se muestran las Tablas N°2, 3 y 4 con toda la

información recopilada de los separadores, compresores y reactores

respectivamente.

Tabla N°2.- Datos de diseño de los Separadores - Depuradores de la Planta Urdaneta García, asociados al sistema.

SEPARADOR DESCRIPCIÓN D(pulg)* long (ft) Ptrabajo (lpcm) Pprueba (lpcm) T máxima (°F) V-101A Separador trifásico horizontal

– Alta Presión 48*16.5 300 450 150

V-101B Separador trifásico horizontal – Baja Presión

48*16.5 100 150 150

V-103 Depurador Separador bifásico vertical

36*4 100 - 200

V-203 Depurador Separador bifásico vertical

36*9 280 300 650

V-204 Depurador Separador bifásico horizontal

72*6.75 1430 2145 150

V-106 Knock -out Drum No tiene Placa de Información S-1 Separador bifásico vertical 5*18 - - -

S-1A Separador bifásico vertical 36*12 470 785 95 S-1B Separador bifásico vertical 36*12 125 - 150

Tabla N°3.- Datos de diseño de los Compresores asociados al proceso de Endulzamiento.

COMPRESOR TIPO Ps

(lpcm) Pd

(lpcm) Ts (°F)

Td (°F)

Capacidad (MMPCED)

Potencia del Motor (HP)

C-101 Dresser Ran Centrífugo

No se posee información

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METODOLOGÍA

C-201 Dresser Ran Reciprocante

217 707 130 245 5.1 421

Tabla N°4.- Datos de diseño de los Reactores de SulfaTreat®.

REACTORES Capacidad de Gas

(MMPCED) % H2S (ppmv)

DI (pulg)

Altura (ft)

Peso vacío (Lbs)

Sulfatreat® (Lbs/reactor)

Altura de S/S (ft)

RS – 1 A/B

12.5 25000 168 78’*8” 96075.49 330.000 32.6

3.4.2.-CAPACIDAD DE LA PLANTA

La Unidad Estabilizadora de Crudo de la Planta Urdaneta García fue diseñada

para procesar 6270 BPD de crudo ácido y 5.0 MMPCED de gas agrio, según la

Ingeniería Conceptual realizada por INTEVEP – PDVSA (10). Los reactores de

SulfaTreat® fueron diseñados para procesar 12.5 MMPCED con un contenido de

H2S de 25,000 ppmv. (5)

3.4.3.-GAS DE ALIMENTACIÓN

El gas total de alimentación al proceso de endulzamiento de gas proviene de tres

fuentes:

• Gas agrio generado de la producción de crudo de la empresa BP, el cual

proviene del separador V-101B de baja presión.

• Gas agrio generado de la producción de crudo de la empresa PDVSA,

producido en el separador V-101A de alta presión.

• Gas agrio generado en el sistema de estabilización de crudo, generado en el

tope de la torre estabilizadora V-102.

A continuación se muestra la Figura N° 16 el esquema actual de manejo de

gas de la Planta Urdaneta García.

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METODOLOGÍA

Figura N°16.- Esquema actual de manejo de gas de la Planta Urdaneta

García.

Figura N° 16. Esquema actual de manejo de gas de la Planta Urdaneta García.

Fuente: Santos, Tielvis. 2002.

3.4.4.-VOLUMEN DE GAS

3.4.4.- VOLUMEN DE GAS. Se considera el volumen de gas agrio generado en el sistema de estabilización de

crudo (salida de la torre despojadora de crudo V-102 y del separador trifásico

horizontal V-101A/B) se produce a una razón de 2.0 MMPCED por 6000 BPD de

CRUDO PDVSA

CRUDO BP

GAS AGRIO

GAS AGRIO

CRUDO

CRUDO

V-101A SEPARADOR TRIFÁSICO

V-101B SEPARADOR TRIFÁSICO

SISTEMA DE ENDULZAMIENTO

DE GAS

GAS A CAMPO BOSCAN EF -3

CRUDO

GAS AGRIO DE ALTA PRESIÓN

GAS AGRIO DE BAJA PRESIÓN

GAS AGRIO TOTAL

C-101

V-103

V-203 HACIA DRENAJE

HACIA DRENAJE

TORRE ESTABILIZADORA

V-102

S - 1

S – 1A

ALMACENAMIENTO DE CRUDO

P-101A/B

H-101

E-101A/B

61


METODOLOGÍA

crudo procesado (relación actual), tomando en consideración la relación gas –

petróleo de los pozos obtenida en Centinela para verificar esta relación.

La producción de crudo estimada en la planta es de 10000 BPD adicionales (2

trenes adicionales similares al actual), para un total de 16000 BPD, con un

volumen de gas asociado de 7.0 MMPCED. Este es el valor se tomará para las

evaluaciones del sistema de endulzamiento de gas.

3.4.5.-CARACTERÍSTICAS DE LAS CORRIENTES DE GAS DE

ALIMENTACIÓN

Las condiciones de presión, temperatura, peso molecular, factor de

compresibilidad, concentración de H2S y la composición de las corrientes del gas

asociado a la producción de crudo de PDVSA y BP se presentan en las tablas N°

5, 6, 7 y 8. Estas Cromatografías fueron realizadas por Core Laboratories. La

Cromatografía de los pozos del lago UD-103, UD-132 y de los pozos de tierra

UD-6/7 y GAR 17/18 se realizaron en Septiembre 1996 (ver anexos), se utilizaron

estos datos para este estudio por ser la única referencia disponible. La

cromatografía del pozo UD-152 se realizó en Abril 2002 (ver anexos #1).

Adicionalmente se compararon estos valores con los reportados en la evaluación

de la planta realizada por Intevep resultando los parámetros son similares.

Tabla N° 5.- Cromatografía del Pozo UD-103.

CARACTERÍSTICAS DEL GAS DEL POZO UD - 103

Presión (psig) 150 Temperatura (°F) 122 Peso Molecular 24.65

Factor de Compresibilidad (Z) 0.97 Concentración prom. De H2S(ppmv) 3500

Composición del Gas % Molar Sulfuro de Hidrógeno 0.13 Dióxido de Carbono 5.26

Nitrógeno 0.49 Metano 64.49 Etano 15.97

Propano 9.08

62


METODOLOGÍA

iso - Butano 0.76 n - Butano 2.20

Iso- Pentano 0.45 n – Pentano 0.55

Hexanos 0.38 Heptanos C7+ 0.24

Total 100



Presión (psig) 550 Temperatura (°F) 186 Peso Molecular 23,76




Propano 7.49 iso – Butano 0.64 n – Butano 1.87



Total 100



Presión (psig) 190 Temperatura (°F) 82 Peso Molecular 22.30




63


METODOLOGÍA

Propano 6.13 iso - Butano 0.39 n - Butano 1.13



Total 100

Tabla N° 8.- Cromatografía de los pozos ubicados en tierra UD-6, UD-7, GAR-17 y GAR-18.

CARACTERÍSTICAS DEL GAS DE LOS POZOS UD-6,7/ GAR-17,18 Presión (psig) 50

Temperatura (°F) 90 Peso Molecular 26.89

Factor de Compresibilidad (Z) 0.985 Concentración prom. De H2S(ppmv) 15.000



Propano 10.89 iso – Butano 0.91 n – Butano 2.81



Total 100 NOTA: Esta cromatografía es de todos los pozos ubicados en tierra: UD-6, UD-7,

GAR-17 y GAR-18, ya que fue tomada en la línea de salida del gas del separador

V-101B.

3.4.6.-CONCENTRACIONES DE SULFURO DE HIDRÓGENO

(H2S)

La estimación del contenido de H2S de las corrientes del gas asociado a la

producción de crudo de PDVSA y BP obedece a resultados obtenidos en el

64


METODOLOGÍA

laboratorio utilizando Tubos Drager durante muestreos diarios realizados en la

PUG. Esto se hace para llevar un control diario de la variable más importante del

proceso como es la concentración de H2S a la entrada y salida de los reactores y

lograr una correlación matemática para determinar el comportamiento entre las

fases gas – sólido.

Para efectos de este estudio se tomarán concentraciones máximas y mínimas de

H2S al proceso de endulzamiento de gas, basados en los resultados obtenidos en

el laboratorio y tomando en cuenta volúmenes de gas actual (2.0MMPCED) y a

futuro (7.0MMPCED). A continuación en la Tabla N°9 se muestra las

concentraciones mínimas y máximas de H2S obtenidas durante el muestreo.

Tabla N° 9. Concentración mínimas y máximas de H2S de las corrientes de gas de alimentación a los reactores.

CONCENTRACIÓN DE

H2S (PPMV) GAS BP GAS PDVSA

Mínima 12500 1500

Máxima 28000 3500

Es importante destacar que cuando estas corrientes de PDVSA y BP se mezclan

para entrar a los reactores de SulfaTreat® se obtiene una concentración promedio

de 2500 – 3500 ppmv de H2S, la cual es la concentración promedio para realizar

los cálculos y evaluar al sistema de endulzamiento de gas.

3.4.7.-ESPECIFICACIONES DEL GAS DULCE

Las especificaciones según normativas de seguridad e impacto ambiental del

contenido de H2S en el gas tratado en la planta fue fijado en un rango de 0 – 10

ppmv para los efectos de la evaluación del sistema de endulzamiento de gas.

65


METODOLOGÍA

3.4.8.-REQUERIMIENTOS DE EQUIPOS

Los volúmenes de gas esperados en la planta con el incremento de producción

son 7.0 MMPCED, por tanto se evaluarán las capacidades de los depuradores,

compresores y reactores de SulfaTreat® asociados al sistema de

endulzamiento de gas. Basados en los resultados obtenidos se considerará la

instalación de equipos adicionales en el proceso.

3.5.- DETERMINACIÓN DE FRECUENCIAS DE CAMBIOS DEL

REACTIVO, PUNTO DE MÁXIMA EFICIENCIA Y PERFILES DE

AVANCE DE AGOTAMIENTO DEL SULFATREAT®.

Inicialmente se obtuvo información del fabricante del reactivo SulfaTreat® ST

normal (utilizado actualmente en la planta), el SulfaTreat® HP (mejorado) y el

SulfaTreat® XLP de alta efectividad, tales como: propiedades, características,

costos, ventajas, rendimiento y como realizar los cálculos para determinar las

frecuencias de cambios del reactivo, autonomía, efectividad del material, punto de

máxima eficiencia y perfiles de avances de agotamiento.

A continuación en la Tabla N° 10 se muestra las propiedades del SulfaTreat® ST

normal, el mejorado HP y el de alta efectividad XLP.

Tabla N° 10.- Propiedades del reactivo SulfaTreat® ST normal, HP y XLP.

Propiedades SulfaTreat ST normal

SulfaTreat HP (mejorado)

SulfaTreat XLP (alta efectividad)

Densidad (Lb/ft3) 70 70 90

Porosidad (%) 23 27 30

Efectividad de reacción

(Lbs SulfaTreat/Lbs H2S)

10 - 11 9 3.2 - 4

Velocidad Superficial 14 - 20 15 – 22 18 -25

66


METODOLOGÍA

(ft/min)

Caída de Presión (psi) Alto Mediano Bajo

Costo ($/Lbs) 0.31 0.38 0.66

Este producto es diseñado para trabajar a temperaturas de gas entre 70°F y 120

°F y el gas no debe tener líquidos libres. El rendimiento del producto es mayor

cuando la corriente de gas a tratar está saturada con agua. El producto XLP

puede aplicarse en un ambiente de reactividad de gas libre de oxígeno.

El fabricante estima una capacidad promedio de remoción de sulfuro de hidrógeno

de 0.09 – 0.10 Lbs de H2S por Lbs de SulfaTreat® normal. Para el SulfaTreat®

mejorado HP se tomará una capacidad de remoción de 0.11 Lbs de H2S por Lbs

de SulfaTreat® HP. Para el SulfaTreat® XLP se tomará una capacidad de

remoción de 0.29 Lbs de H2S por Lbs de SulfaTreat® XLP. Estos valores de

capacidad son utilizados como referencia para evaluar la eficiencia del proceso

SulfaTreat®.

Para la determinación de la frecuencia de cambio del reactivo, cálculo de la

autonomía del lecho, carga útil de SulfaTreat®, cambios por año, costos por

reemplazo y costos totales se utilizó el procedimiento aportado por el fabricante

del producto, el cual se presenta a continuación:

1) Cálculo de la masa de H2S que reacciona con Q en MMPCED @ una

determinada concentración de H2S en ppmv:

45.379

QN = Ecuación N° 1

Tomando como base 1MMPCED de gas:

)(/lg110241*

45.37910*1 6

MMPCEDhporQgaslbmoh

díaPCEDN ==

Calculando la fracción molar de H2S:

67


METODOLOGÍA

hSlarlbmolHfracciónmolbmoldegas

SlbmolHSConcHPCEDQPCEDh

aslbmo /10

2*10**10*

lg110 2626

6 =

Calculando las lbs de H2S, MW H2S: 34lbs/lbmol

díaSHflujoenlbsdía

hSlbmolHSlbsH

hSmolHfracciónlb /

124*34* 2

2

22 =

2) Cálculo de la Densidad (ρ):

Para gases reales TRnZVP **** = Ecuación N° 2

Como MWmn =

Sustituyendo n en la ecuación anterior y considerando que Vm

=ρ , despejamos:

TRZ

MWP**

*=ρ Ecuación N° 3

3) Cálculo del Caudal Volumétrico de H2S (Q):

ρmQ = Ecuación N° 4

4) Cálculo del diámetro (d) del reactor considerando las condiciones de la Planta:

La velocidad superficial óptima dentro del reactor debe ser: 14 ft/min ≤ Vt ≤ 20

ft/min.

4**

4**

22 dVtQdA

AVtQππ

=⇒=

= Ecuación N° 5

Despejando el diámetro tenemos:

68


METODOLOGÍA

π*4*

VtQd = Ecuación N° 6

5) Cálculo del volumen del reactor

Volumen del reactor = A * Longitud efectiva

3

322

03.4926

03.492632*4

1416.3*lg12

1lg*168*4*

ftV

ftftpu

ftpuVLdV

=

=⎟⎟⎠

⎞⎜⎜⎝

⎛=→=

π

6) Calculando la masa de SulfaTreat® (ST) normal de carga:

VsulfatreatmVm *ρρ =→= Ecuación N° 7

7) Calculando la Autonomía del Lecho (SulfaTreat® ):

XdíasflujoST

aSTmasadecAutonomía ==arg Ecuación N° 8

8) Cálculo del cambio del reactivo por año considerando la autonomía real de la

P.U.G.

añoXcambiosXdíascambio

añodíassdeCambioFrecuencia /1*

1365

== Ecuación N° 9

9) Calculando los costos:

cambiolbsSTcambiolbsSTCosto $000.93$31.0*000.300

== Ecuación N° 10

NOTA: Cada vez que se reemplaza el SulfaTreat® en los reactores se le colocan

150 bolsas de reactivo de 2000 Lbs para obtener un total de carga de 300.000

Lbs de reactivo.

69


METODOLOGÍA

El costo total de SulfaTreat® normal es aproximadamente 0.46$/lbs tomando en

cuenta traslado, transporte y ubicación.

Posteriormente se compararán los reactivos SulfaTreat® normal, el HP y el XLP

para seleccionar el más rentable desde el punto de vista de costos, frecuencia de

cambios, flexibilidad y estabilidad operacional.

3.6.- SIMULACIONES DEL PROCESO DE ENDULZAMIENTO DE GAS.

3.6.1.- PROCEDIMIENTO USADO EN LAS SIMULACIONES

Inicialmente se tomaron las condiciones operacionales en la planta de presión,

temperatura y flujo asociado al proceso de SulfaTreat®, específicamente en los

depuradores V-103/V-203, reactores y el compresor de gas dulce C-201, el

compresor de gas agrio C-101 actualmente se encuentra fuera de operación por

tener unas piezas dañadas. Luego de tener todas las condiciones de operación

se simuló el proceso de endulzamiento de gas para la producción actual 6000BPD

de crudo ácido (5500BPD de PDVSA y 500BPB de BP) con gas agrio asociado de

2.0 MMPCED con el propósito de verificar y comparar los resultados reportados

por el simulador con los reales obtenidos en la planta. Es importante destacar

que las simulaciones para el proceso de estabilización y endulzamiento de crudo

fueron validadas en otro trabajo de tesis realizado en paralelo con este trabajo,

solo se tomaron esas simulaciones y se le adicionaron los equipos

correspondientes al proceso endulzamiento de gas (compresores y depuradores).

A continuación en la Figura N°17 se muestra el diagrama utilizado en el simulador

para las condiciones actuales, donde aparece el sistema de endulzamiento de

crudo, los depuradores V-103/ V-203 y el compresor de gas agrio C-101 del

sistema de endulzamiento de gas.

70


METODOLOGÍA

Figura N°17.- Diagrama de la Planta Urdaneta García utilizado en el simulador con los sistemas de endulzamiento de crudo y gas.

Caso Actual Fuente: Nava, Daliany. 2002

71


METODOLOGÍA

Posteriormente se procedió a simular el nuevo proceso (skid adicional) colocando

una producción de crudo ácido de 5000 BPD del pozo del lago UD-132 (máxima

capacidad del pozo) en un tren similar al actual con un gas asociado de 2.075

MMPCED obtenido de la relación gas – petróleo (RGP), para obtener un total de

11000 BPD de crudo ácido y 4.275 MMPCED entre el actual y el skid nuevo. A

continuación en la Figura N°18 se muestra el diagrama utilizado en el simulador

para el nuevo tren propuesto tomando en cuenta los incrementos de capacidad

esperados por PDVSA, donde aparece el sistema de endulzamiento de crudo, los

depuradores V-103/ V-203 y el compresor de gas agrio C-101 del sistema de

endulzamiento de gas.

Figura N° 18. Diagrama del nuevo tren de la Planta Urdaneta García.

72


METODOLOGÍA

Caso Propuesto Fuente: Nava, Daliany. 2002

Dependiendo de los resultados obtenidos en el tren adicional, se tiene propuesto

colocar otro skid adicional igual al anterior de 5000 BPD de crudo ácido para

obtener un total de 16000 BPD (2 trenes similares al actual) con un gas asociado

de 7.0 MMPCED, con los tres pozos del lago UD-103,UD-132, UD-152 (PDVSA)

cada uno con su producción máxima de 5000 BPD y cuatro pozos ubicados en

tierra UD-6,UD-7,GAR-17, GAR-18 con una producción de 500 BPD. Tomando en

consideración lo anteriormente explicado, nuestra evaluación del sistema de

endulzamiento de gas se realiza para una producción de 16000 BPD de crudo

ácido con un gas asociado de 7.0 MMPCED.

3.6.2- MÉTODO TERMODINÁMICO

El método termodinámico empleado fue Braun K-10 se basa en las cartas

desarrolladas por Cajander, et, en 1960. La carta para una presión de

convergencia de 5000 psi se usa para predecir los valores de las constantes de

equilibrio (K) de los componentes a una presión del sistema de 10 psi. Los valores

de K a 10 psi son proporcionales a la presión deseada. Así mismo, el método

termodinámico BK-10 nunca debe ser usado para sistemas con presiones

mayores de 70 psi o temperaturas fuera del rango comprendido entre 100 ° F y

900 ° F. Tiene también capacidad limitada para predecir los valores de K para los

componentes ligeros. Los pseudocomponentes se estiman usando los valores

de la correlación de K-10 y puntos de ebullición. Este método tiene capacidad

limitada para predecir los valores de la constante K para los componentes ligeros.

3.7.- EVALUACIÓN DE LOS EQUIPOS ASOCIADOS AL PROCESO DE

ENDULZAMIENTO DEL GAS.

3.7.1.- EVALUACIÓN DE LOS REACTORES

73


METODOLOGÍA

Para la evaluación actual de los reactores de SulfaTreat® se consideraran los

resultados obtenidos en las simulaciones del proceso de endulzamiento de crudo,

como se explicó anteriormente. Se tomó esa simulación como punto de partida y

se agregaron los equipos que conforman el sistema de endulzamiento de gas

para evaluar nuestro sistema, resultando que el simulador seleccionado (PRO/II)

no puede simular el proceso de endulzamiento de gas llevado a cabo en los

reactores de SulfaTreat®, ya que este simulador no posee en su software este tipo

proceso de adsorción – reacción heterogénea, en la que un gas se pone en

contacto con un sólido, reacciona con él y se adhiere al sólido formando otro

producto. Adicionalmente este proceso varía con el tiempo y el PRO/II es un

simulador que se utiliza para condiciones estacionarias, es decir, no varían las

condiciones con el tiempo. Debido a esto se simulará el proceso hasta el

depurador V-203 que es el equipo aguas arriba de los reactores, esto con la

finalidad de verificar la producción total de gas de alimentación a los reactores,

condiciones operacionales como presión, temperatura, densidades, viscosidades,

composición del gas de alimentación entre otras.

Debido a los problemas encontrados en el simulador, y la falta de disponibilidad

de otro simulador que tenga este proceso dinámico, se procederá a tomar una

data diaria de los parámetros importantes en la entrada y salida de los reactores

durante 15 días continuos, tales como: temperatura, presión, concentración de

H2S y flujo de gas para realizar unas correlaciones que simulen el proceso y así

poder determinar el comportamiento entre las fases sólido – gas, perfiles de

avances de agotamiento del reactivo, punto de máxima eficiencia del SulfaTreat®.

Este procedimiento de tomar data para las correlaciones se realizará 2 veces para

verificar el comportamiento y la similitud de los datos.

Para correlacionar estos datos tomados en campo se utilizó un programa llamado

KURV+ for Windows, versión 4.4b producido por Conrad Button’s Software. Este

programa deberá calcular los coeficientes de la regresión múltiple de mínimos

cuadrados para cuatro predicciones o variables.

74


METODOLOGÍA

La forma general es:

443322110 **** XbXbXbXbbY ++++= Ecuación N° 11

Donde Y es la variable dependiente, X1, X2,X3 y X4 son las variables

independientes b0, b1, b2, b3 y b4 son los coeficientes calculados.

En nuestra evaluación se realizó una correlación tomando como variable

dependiente el tiempo (días) y como variables independientes concentración de

H2S a la entrada de los reactores (X1), presión a la entrada (X2), concentración de

H2S a la salida (X3) y flujo de gas (X4). Se introdujeron los datos obtenidos en el

campo al programa y se obtuvo la correlación por el método de mínimos

cuadrados.

3.7.2- EVALUACIÓN DE LOS SEPARADORES VERTICALES –

DEPURADORES. (11)

Para la evaluación de los depuradores asociados al proceso de endulzamiento de

gas se utilizó el siguiente procedimiento:

1. Cálculo de la densidad del gas (ρg).

3/**

* ftlbTRZ

PMPg ==ρ Ecuación N°12

2. Cálculo de la densidad del líquido (ρl).

3/43.62*160@

160@

2

ftLbllatmFy

atmFyllOH

γρρργ =→

°°

= Ecuación N°13

API

l°+

=5.131

5.141γ Ecuación N°14

3. Con el diámetro del depurador, se calcula el área del depurador.

75


METODOLOGÍA

En un recipiente vertical el diámetro del separdor es igual al diámetro del gas y es

igual al diámetro del líquido. (Dsep = Dg = Dlíq). Tomando esto en consideración,

el área del depurador es el área ocupada por el gas en el recipiente.

4

* 2DgAgAdep π== Ecuación N°15

4. Cálculo de la velocidad del gas (Vg)

AdepQgasVg = Ecuación N°16

Donde:

Qgas= caudal de gas en ft3/s

Adep = área del depurador en ft2

5. Cálculo de la velocidad crítica (Vc)

g

glFVcρρρ −

= *21 Ecuación N°17

Donde:

Vc = Velocidad crítica ft/s

ρl = Densidad del líquido a condiciones de operación Lb/ft3.

ρg = Densidad del gas a condiciones de operación Lb/ft3.

F21= Factor cuyo valor depende de las unidades usadas, en unidades inglesas el

valor es 0.157.

6. Con el área de gas y la velocidad crítica del gas se obtiene el caudal máximo

de gas en el depurador (Qdiseño), usando la siguiente ecuación:

AgVcQg *máx = Ecuación N°18

7. Luego con el caudal máximo de gas se verifica si puede manejar el flujo de

gas a las nuevas condiciones.

76


METODOLOGÍA

Si el Qg máx > Qgas a las nuevas condiciones ⇒ se puede utilizar el depurador

existente en la planta a las nuevas condiciones de operación.

Si el Qg máx < Qgas a las nuevas condiciones ⇒ no se puede utilizar el

depurador existente en la planta. Si esto ocurre, se debe diseñar otro depurador

a las nuevas condiciones.

8. Cálculo de las velocidades en las boquillas de alimentación y salida de líquido

y gas.

Para determinar las velocidades en las boquillas se utiliza la siguiente ecuación:

AQV = Ecuación N°19

Donde:

Q = Caudal en ft3/s

A = área en ft2

V = velocidad en ft/s

Qalim Dalim

Qliq Dliq

Qgas Dgas

Vgas

Vlíq

Valim

77


METODOLOGÍA

El área se calcula con el diámetro de las tuberías de entrada y salida, usando la

siguiente expresión:

4

* 2DA π= Ecuación N°20

9. Cálculo del tiempo de residencia (tr)

)/(

)(3

3

sftQLíqftuidoVolumenLíqtr = Ecuación N°21

3.8.-DISPOSICIÓN DEL SULFATREAT® SIN REACCIONAR Y

GASTADO.

Actualmente la disposición de Sulfatreat® utilizado en los reactores (Sulfatreat®

sin reaccionar) se deposita en bolsas plásticas cerradas herméticamente con una

capacidad de 2000 Lbs cada una, colocadas en la Planta al aire libre sin ningún

tipo de preservación con respecto a los cambios climáticos del ambiente, lo cual

puede ocasionar problemas tales como desgaste del material de la bolsa plástica,

ya que se puede romper por efecto de cambios de temperatura ocasionando que

el reactivo pudiese perder efectividad o degradarse.

En la Planta se utilizan 300.000 Lbs de Sulfatreat® por reemplazo (150 bolsas de

2000Lbs c/u) para cada reactor, en el proceso de endulzamiento de gas,

considerando que el lecho sólido tiene una autonomía de 45 – 50 días existen

aproximadamente 8 reemplazos al año para un total de 2.400.000 Lbs de

SulfaTreat® gastado o saturado. Este material gastado se coloca en el pozo GAR-

17 al aire libre produciendo problemas ambientales. En el lugar existen

montañas del reactivo gastado, por lo cual sé esta estudiando la posibilidad de

78


METODOLOGÍA

reutilizarlo como materia prima de otro proceso eliminando así la contaminación

existente actualmente.

3.9.- OPCIONES CONSIDERADAS PARA EL POSIBLE REEMPLAZO

DEL PROCESO SULFATREAT®

En el presente estudio se consideran tres opciones para la remoción del H2S

presente en el gas agrio.

• Opción 1: Reemplazo del SulfaTreat® normal por otro de su familia, llamado

comercialmente SulfaTreat® HP mejorado o SulfaTreat® XLP de alta

efectividad.

• Opción 2: Reemplazo del SulfaTreat® normal por otro reactivo llamado Intsorb.

Esta nueva tecnología esta siendo estudiada por Intevep – PDVSA.

• Opción 3: Reemplazo del SulfaTreat® normal por un sistema nuevo de

endulzamiento de gas con amina y recuperación de azufre.

4.-EVALUACIÓN ECONÓMICA

La evaluación económica de las opciones por estudiar se hará realizando un

estimado de costos Clase V, tomando en cuenta los costos de mantenimiento y

operación de las plantas por un período de 15 años. Se debe seleccionar la

opción más rentable que ofrezca estabilidad operacional, flexibilidad y beneficios

económicos.

79


RESULTADOS

CAPÍTULO IV: RESULTADOS

80


RESULTADOS

RESULTADOS Y DISCUSIÓN DE RESULTADOS

4.1. – DETERMINACIÓN DE FRECUENCIAS DE CAMBIOS DEL REACTIVO, PUNTO DE MÁXIMA EFICIENCIA Y PERFILES DE AVANCE DE

AGOTAMIENTO DEL SULFATREAT®.

4.1.1. - Determinación de la Autonomía del Reactivo SulfaTreat®

Normal. En la Tabla N° 11 se muestran los resultados de Autonomía (Días) del reactivo

SulfaTreat® Normal variando el Flujo de Gas (MMPCED) para las capacidades

actuales (2.0 MMPCED) y futuras de producción (7.0MMPCED) y la

Concentración de Sulfuro de Hidrógeno H2S (ppmv), utilizando la carga real de

SulfaTreat® en los reactores, el cual es de 300.000 Lbs. Para realizar estos

cálculos se consideraron las condiciones del gas procesado actualmente en la

planta como: temperatura, presión, factor de compresibilidad, peso molecular y

características de los reactores como diámetro, volumen del reactor y longitud

efectiva para el reactivo (ver hoja de cálculo en Excel en el Anexo #2).

Tabla N°11. - Autonomía del SulfaTreat® Normal variando las

concentraciones de H2S y el flujo de gas.

Flujo de Gas

(MMPCED)

Autonomía (días)

(2500ppmv)

Autonomía (días)

(3000ppmv)

Autonomía (días)

(3500ppmv)

Autonomía (días)

(4000ppmv)

Autonomía (días)

(6000ppmv)

1 131 109 93 82 54

2 65 54 47 41 27

3 44 36 31 27 18

4 33 27 23 20 14

5 26 22 19 16 11

6 22 18 16 14 9

7 19 16 13 12 8

81


RESULTADOS

Flujo de Gas

(MMPCED)

Autonomía (días)

(8000ppmv)

Autonomía (días)

(10000ppmv)

1 41 33

2 20 16

3 14 11

4 10 8

5 8 7

6 7 6

7 6 5

En la tabla anterior se observa una relación directa de agotamiento, pues si la

concentración de Sulfuro de Hidrógeno (H2S) aumenta, implica disminución en la

autonomía del SulfaTreat® para un determinado flujo. Por ejemplo para un flujo

de gas de 1.0 MMPCED a una concentración de H2S de 2500 ppmv se tiene una

autonomía de 131 días, pero el mismo flujo a una concentración de 3500 ppmv se

tiene 93 días. Otro aspecto observado es que a medida que aumenta el flujo de

gas para una misma concentración de H2S disminuye la autonomía. Este

comportamiento era de esperarse puesto que el reactivo se consumirá más

rápidamente a medida que incremente el flujo de gas y la concentración de H2S.

Es importante resaltar que los valores de autonomía del reactivo más alto se

obtuvieron para la concentración mínima estudiada de H2S de 2500 ppmv.

En la Figura N°19 se muestra un gráfico de la Autonomía del reactivo SulfaTreat®

Normal en función del flujo de gas y la concentración de H2S de entrada.

82


RESULTADOS

Figura N° 19.- Gráfico de la Autonomía del Reactivo SulfaTreat®

Normal

Las condiciones actuales de la Planta manejando 2.0 MMPCED con una

concentración promedio de H2S de 2500 ppmv, se obtiene una autonomía del

reactivo de 65 días para 300.000 Lbs de carga según los cálculos realizados

conjuntamente con el fabricante del reactivo. Este resultado de autonomía teórico

(65 días) es diferente a los reportados en campo (autonomía real 45 días

aproximadamente), lo cual implica que existe entre un 30 – 35% del SulfaTreat®

sin reaccionar.

En la Tabla N°12 se muestran los resultados obtenidos de la frecuencia de

cambio por año del SulfaTreat® Normal y los costos totales $/año variando el flujo

de gas y la concentración de H2S.

ESTIMADO DE LA AUTONOMÍA EN LA PLANTAURDANRTA GARCÍA

0

20

40

60

80

100

120

140

0 1 2 3 4 5 6 7 8

FLUJO DE GAS (MMPCED)

AU

TON

OM

ÍA (D

ÍAS)

2500 PPMV3000 PPMV3500 PPMV4000 PPMV6000 PPMV8000 PPMV10000PPMV

83


RESULTADOS

Tabla N° 12.- Resultados de frecuencias de cambios del reactivo SulfaTreat®

normal y los costos por año.

2500 ppmv 3000 ppmv 3500 ppmv Flujo de Gas

(MMPCED) Cambios/año Costos M$/año Cambios/año Costos M$/año Cambios/año Costos M$/año

1 2.8 259.80 3.4 311.76 3.9 363.72

2 5.6 519.60 6.7 623.53 7.8 727.45

3 8.4 779.41 10.6 935.29 11.7 1091.17

4 11.2 1039.21 13.4 1247.05 15.6 1454.89

5 14.0 1299.01 16.8 1558.81 19.5 1818.62

6 16.8 1558.81 20.1 1870.58 23.5 2182.34

7 19.6 1818.62 23.5 2182.38 27.4 2546.06



1 4.5 415.68 6.7 623.53 8.9 831.67

2 8.9 831.37 13.4 1247.05 17.9 1662.73

3 13.4 1247.05 20.1 1870.58 26.8 2494.10

4 17.9 1662.73 26.8 2494.10 35.8 3325.48

5 22.8 2078.42 33.5 3117.63 44.7 4156.83

6 26.8 2494.10 40.2 3741.15 53.6 4988.20

7 31.2 2909.78 46.9 4364.68 62.6 5819.57

En la Tabla anterior se observa a medida que aumenta la concentración de H2S y

el flujo de gas, se aumentan la frecuencia de cambio del reactivo, ya que se

consume más rápidamente y por ende aumentan los costos de operación del

proceso.

Los costos por cambios ($/cambio) son constantes, ya que a los reactores se le

suministra 150 sacos de SulfaTreat® Normal de 2000 Lbs cada uno, para un total

de 300.000 Lbs a un costo de 0.31 $/Lbs obteniéndose un costo total de

93000$/cambio.

84


RESULTADOS

4.1.2. - Determinación de la Autonomía del Reactivo SulfaTreat® HP

mejorado. En la Tabla N°13 se muestran los resultados de Autonomía (Días) del reactivo

SulfaTreat® HP mejorado variando el Flujo de Gas (MMPCED) para las

capacidades actuales (2.0 MMPCED) y futuras de producción (7.0MMPCED) y la


SulfaTreat® mejorado en los reactores, el cual es de 300.000 Lbs. Para realizar

estos cálculos se consideraron las condiciones del gas procesado actualmente en

la planta como: temperatura, presión, factor de compresibilidad, peso molecular y



Tabla N° 13. - Autonomía del SulfaTreat® HP para varias concentraciones de

H2S y varios flujos de gas.

Flujo de Gas

(MMPCED)

Autonomía (días)

(2500ppmv)

Autonomía (días)

(3000ppmv)

Autonomía (días)

(3500ppmv)

Autonomía (días)

(4000ppmv)

Autonomía (días)

(6000ppmv)

1 149 124 106 93 62

2 75 62 53 47 31

3 50 41 35 31 21

4 37 31 27 23 16

5 30 25 21 19 13

6 25 21 18 16 10

7 21 18 15 13 9

85


RESULTADOS

Flujo de Gas

(MMPCED)

Autonomía (días)

(8000ppmv)

Autonomía (días)

(10000ppmv)

1 47 37

2 23 19

3 16 12

4 12 9

5 9 7

6 8 6

7 7 5

En la Tabla anterior se observa el mismo comportamiento del SulfaTreat® normal,

a medida que incrementa la concentración de Sulfuro de Hidrógeno (H2S) y el

flujo de gas disminuye la autonomía del SulfaTreat® para un determinado flujo.

Este comportamiento era de esperarse, el reactivo se consumirá más

rápidamente a medida que incremente el flujo de gas y la concentración de H2S.

En la Figura N° 20 se muestra un gráfico de la Autonomía del reactivo SulfaTreat®

HP mejorado en función del flujo de gas y la concentración de H2S de entrada.

86


RESULTADOS

Figura N° 20.- Gráfico de la Autonomía del Reactivo SulfaTreat® HP

mejorado.

En la Tabla N° 14 se muestran los resultados obtenidos de la frecuencia de

cambio por año del SulfaTreat® HP mejorado y los costos totales $/año variando

el flujo de gas y la concentración de H2S.

Tabla N° 14.- Resultados de frecuencias de cambios del reactivo HP y los costos por año.



1 2.5 279.63 2.9 335.56 3.4 391.48

2 4.9 559.26 5.9 671.11 6.8 782.96

3 7.4 838.89 8.8 100.67 10.3 1174.44

4 9.8 1118.52 11.8 1342.22 13.7 1565.93

5 12.3 1398.15 14.7 1677.78 17.2 1957.41

6 14.7 1677.78 17.7 2013.33 20.6 2348.89

7 17.2 1957.41 20.6 2348.89 24.1 2740.37

ESTIMADO DE LA AUTONOMÍA DE LA PLANTA URDANETA GARCÍA UTILIZANDO SULFATREAT HP

0

20

40

60

80

100

120

140

160

0 2 4 6 8 10 12

FLUJO DE GAS (MMPCED)

AUTO

NO

MÍA

(DÍA

S)

2500 ppm3000 ppm3500 ppm4000 ppm6000 ppm8000 ppm10000 ppm

87


RESULTADOS



1 3.9 447.41 5.89 671.11 7.9 894.82

2 7.8 894.82 11.8 1342.22 15.7 1789.63

3 11.8 1342.22 17.7 2013.33 23.6 2684.44

4 15.7 1789.63 23.6 2684.44 31.4 3579.26

5 19.6 2237.04 29.4 3355.56 39.3 4474.08

6 23.6 2684.44 35.3 4026.67 47.1 5368.89

7 27.5 3131.85 41.2 4697.78 54.9 6263.71


el flujo de gas se aumentan la frecuencia de cambio del reactivo, ya que se


proceso.

Los costos por cambios ($/cambio) son constantes ya que a los reactores se le

suministra 150 sacos de SulfaTreat® HP de 2000 Lbs cada uno, para un total de

300.000 Lbs a un costo de 0.38 $/Lbs obteniéndose un costo total de 114000

$/cambio.

4.1.3. - Determinación de la Autonomía del Reactivo SulfaTreat® XLP de alta

efectividad. En la Tabla N° 15 se muestran los resultados de Autonomía (Días) del reactivo

SulfaTreat® XLP de alta efectividad variando el Flujo de Gas (MMPCED) para las

capacidades actuales (2.0 MMPCED) y futuras de producción (7.0MMPCED) y la


SulfaTreat® XLP en los reactores, el cual es de 300.000 Lbs. Para realizar estos

cálculos se consideraron las condiciones del gas procesado actualmente en la

planta como: temperatura, presión, factor de compresibilidad, peso molecular y



88


RESULTADOS

Tabla N° 15. - Autonomía del SulfaTreat® XLP para varias concentraciones

de H2S y varios flujos de gas.

Flujo de Gas

(MMPCED)

Autonomía (días)

(2500ppmv)

Autonomía (días)

(3000ppmv)

Autonomía (días)

(3500ppmv)

Autonomía (días)

(4000ppmv)

Autonomía (días)

(6000ppmv)

1 383 319 273 239 159

2 191 160 137 120 80

3 128 106 91 80 53

4 96 80 68 60 40

5 77 64 55 48 32

6 64 53 46 40 27

7 55 46 39 34 23

Flujo de Gas

(MMPCED)

Autonomía (días)

(8000ppmv)

Autonomía (días)

(10000ppmv)

1 120 96

2 60 48

3 40 32

4 30 24

5 24 19

6 20 16

7 17 14

En la Tabla anterior se observa el mismo comportamiento para el SulfaTreat®

XLP, a medida que incrementa la concentración de Sulfuro de Hidrógeno (H2S) y

el flujo de gas disminuye la autonomía del SulfaTreat® para un determinado flujo.

En la Figura N° 21 se muestra un gráfico de la Autonomía del reactivo SulfaTreat®

XLP de alta efectividad en función del flujo de gas y la concentración de H2S de

entrada.

89


RESULTADOS

Figura N° 21.- Gráfico de la Autonomía del Reactivo SulfaTreat® XLP.

En la Tabla N° 16 se muestran los resultados obtenidos de la frecuencia de

cambio por año del SulfaTreat® XLP y los costos totales $/año variando el flujo de

gas y la concentración de H2S.

Tabla N° 16.- Resultados de frecuencias de cambios del reactivo XLP y los costos por año.



1 1 188.87 1.1 226.65 1.3 264.42

2 1.9 377.75 2.3 453.29 2.7 528.84

3 2.9 566.62 3.4 679.94 4.0 793.27

4 3.8 755.49 4.6 906.59 5.3 1057.69

5 4.8 944.36 5.7 1133.24 6.7 1322.11

6 5.7 1133.24 6.9 1359.88 8.0 1586.53

7 6.7 1322.11 8.0 1586.53 9.4 1850.95

ESTIMADO DE LA AUTONOMÍA DE LA PLANTA UTILIZANDO SULFATREAT XLP

050

100150200250300350400450

0 2 4 6 8 10 12FLUJO DE GAS (MMPCED)

AU

TON

OM

ÍA (D

ÍA) 2500 PPM

3000 PPM3500 PPM4000 PPM6000 PPM8000 PPM10000 PPM

90


RESULTADOS



1 1.5 302.19 2.3 453.29 3.0 604.39

2 3.1 604.39 4.6 906.59 6.1 1208.79

3 4.6 906.59 6.9 1359.88 9.2 1813.18

4 6.1 1208.79 9.2 1813.18 12.2 2417.57

5 7.6 1510.98 11.5 2266.47 15.3 3021.96

6 9.2 1813.18 13.7 2719.77 18.3 3626.36

7 10.7 2115.37 16 3173.06 21.4 4230.75


el flujo de gas, se aumentan la frecuencia de cambio del reactivo, ya que se


proceso.

Los costos por cambios ($/cambio) son constantes ya que a los reactores se le

suministra 150 sacos de SulfaTreat® XLP de 2000 Lbs c/u, para un total de

300.000 Lbs a un costo de 0.66 $/Lbs obteniéndose un costo total de 198.000

$/cambio.

4.2.- EVALUACIÓN DEL REACTIVO QUÍMICO SULFATREAT® ST NORMAL.

En esta evaluación se destaca la capacidad del químico real (Lbs de Sulfuro de

Hidrógeno (H2S) removidas/ lbs de SulfaTreat® versus el valor teórico (reportado

por el fabricante). Se observa la capacidad real obtenida en la planta es 0.07 Lbs

de H2S removidas/Lbs de SulfaTreat® , la cual es 36 % inferior al valor teórico

indicado por el fabricante (0.11 Lbs de H2S removidas/ Lbs de SulfaTreat®

normal).

Asimismo, es importante mencionar que en la práctica se pueden obtener

rendimientos superiores al indicado por el fabricante. Por ejemplo, rendimientos

superiores a 0.13 Lbs de H2S removida/Lbs de SulfaTreat® han sido obtenidos en

91


RESULTADOS

el complejo operativo Muscar ubicado en el oriente del país, en un proceso de

endulzamiento similar al de la Planta Urdaneta García(10).

A continuación se muestra la Tabla N° 17 la evaluación del reactivo químico

SulfaTreat®.

Tabla N° 17.- Evaluación del reactivo SulfaTreat® en la Planta Urdaneta

García.

Capacidad Actual

Flujo de Gas 2.0 MMPCED

Concentración H2S en el gas de alimentación 2500 ppmv

Contenido de SulfaTreat® en el reactor 300000lbs

Duración real del lecho (autonomía real) 45 días

Capacidad real de remoción de H2S del químico 0.07 Lbs de H2S/Lbs de SulfaTreat®

Capacidad Teórica

Capacidad teórica de remoción de H2S del químico 0.11 Lbs de H2S/Lbs de SulfaTreat®

Duración teórica del lecho (autonomía teórica) 65 días

Este mayor consumo de SulfaTreat® con respecto al indicado por el fabricante

puede ser debido a las siguientes causas:

- El gas agrio de alimentación no está saturado con agua.

- Presencia de hidrocarburos líquidos arrastrados en el gas agrio de

alimentación. Esta causa ocasiona una alta caída de presión en el reactor.

- Canalizaciones de flujo de gas en el lecho SulfaTreat®, lo cual impide que el

químico se consuma totalmente.

Con respecto a las causas de bajo rendimiento del reactivo se analizó cada una

por separado, obteniéndose que el gas alimentado a los reactores se encuentra

actualmente con una inyección de vapor de agua de 5 galones/diarios para un

flujo de 2.0 MMPCED de gas agrio, esto se traduce a 2.5 gal/MMPCE ≅ 20.85 lbm

92


RESULTADOS

H2O/MMPCE. A este flujo se le adiciona el contenido de agua que trae el gas el

cual fue obtenido de las simulaciones con un valor de 39.1278 lbmol/día para 2.0

MMPCE ≅ 19.5639 lbmol/ MMPCED ≅ 352.15 lbm H2O/MMPCED para un total

de flujo de vapor de agua de 373.0 lbm H2O/MMPCED en la línea de alimentación

de los reactores. Esta rata fue comparada con la rata teórica que debe tener el

gas para estar saturado. El flujo teórico se obtuvo de una correlación que se

encuentra en el Campbell para determinar el contenido de agua máxima que debe

tener los gases ácidos para saturarlos, la cual se muestra a continuación:

2211 *** WyWyWyW hc ++=

Donde:

W = contenido de agua para saturar el gas.

Whc = contenido de agua en el hidrocarburo que se encuentra en el gas, se

obtiene en la Figura 6.1

W1 = contenido de agua en el CO2, se obtiene de la Figura 6.2 ó 6.4.

W2 = contenido de agua en el H2S, se obtiene de la Figura 6.3 ó 6.5.

Y = 1 – y1 – y2.

Y1 = fracción molar de CO2.

Y2 = fracción molar de H2S.

En las Figuras 6.1, 6.4 y 6.5 del Campbell se entra con la presión (50 psig) y

temperatura (90°F) de operación del gas en la entrada de los reactores, para

determinar Whc, W1 y W2, y las fracciones molares fueron obtenidas del

simulador.

Sustituyendo los valores encontrados tenemos:

MMPCEOlbmHW

MMPCEOlbmH

MMPCEOlbmH

MMPCEOlbmHW

teórico2

2322

72.550

140*10*6264.260*054.0580*9433.0

=

++= −

Comparando estos valores se observa el contenido de agua en el gas real (Wreal

= 373.0 lbm H2O/MMPCED) es menor que el contenido de agua en el gas teórico

93


RESULTADOS

W teórico (550.72lbm H2O/MMPCED), por lo que el gas se encuentra sub-saturado

en 177.72 lbmH2O/MMPCED. Se debe aumentar y ajustar la inyección de agua a

la requerida (teórica) para mejorar la efectividad del SulfaTreat®.

Con respecto a la presencia de hidrocarburos líquidos arrastrados en el gas agrio

de alimentación, se tomaron muestras del tope, centro y fondo del reactor al

momento de comenzar el reemplazo del reactivo para enviarlas al laboratorio de

Intevep y verificar si existe crudo en el SulfaTreat® , resultando que las muestras

contienen pequeñas gotas de crudo, ocasionando pérdida de efectividad del

reactivo en esos lugares del lecho que se encuentra contaminado de

hidrocarburo. Se verificó la caída de presión diariamente en los reactores durante

5 meses, obteniéndose valores promedio normales de 10 – 12 psi, por lo que la

cantidad de hidrocarburo es muy pequeña y no refleja aumento considerable en la

caída de presión. Estas gotas de hidrocarburo presente en los reactores se debe

a que el depurador V-203, que se encuentra aguas arriba de los reactores no esta

cumpliendo su función adecuadamente, el cual es retener los posibles líquidos

condensados y tiene una malla separadora de gotas (demister pad), el cual

retiene las posibles gotas de líquidos que están presentes en el gas, por lo que se

sugiere una inspección del depurador - demister para verificar sus condiciones y

posibles fallas.

Los resultados arrojados por Intevep de las muestras del tope, centro y fondo del

reactor se muestran a continuación en la Tabla N° 18.

Tabla N° 18.- Resultados de Intevep de las muestras del reactivo SulfaTreat®

tomadas en el reactor.

Resultados Tope Centro Fondo

Altura (m) 4.44 3.05 2.95

Diámetro lecho (m) 4.27 4.27 4.27

Volumen lecho (m3) 63.5 43.7 42.2

Densidad sólido (kg/m3) 1000 1000 1000

94


RESULTADOS

Masa sólido (kg) 63549 43654 42223

% Azufre ATAE 8.18 9.29 4.49

Capacidad (%H2S) 8.7 9.9 4.8

Masa H2S adsorbida (kg) 5526 4311 2015

Masa H2S teórica (Cap máx) 6355 4365 4222

Eficiencia (%) 87.0 98.8 47.7

Los resultados señalan que el lecho del tope y centro ha reaccionado casi en su

totalidad (0.7) con una eficiencia de 92.9 %, mientras que el lecho del fondo se ha

consumido la mitad (0.3) con una eficiencia de 47.7%. Según estos resultados se

puede afirmar que se está realizando un buen aprovechamiento del sólido,

aunque se podría aprovechar el SulfaTreat® por un período de tiempo

ligeramente mayor.

Por ultimo, no hubo manera de verificar las posibles canalizaciones de flujo de

gas en el lecho SulfaTreat®, ya que en el reactor se manejan altas

concentraciones de H2S y no se puede abrir el equipo durante las operaciones y

cuando se procede al reemplazo se hace un barrido con gas dulce para sacar el

H2S, se panquequea el equipo y se comienza la inyección de agua por el tope a

una presión de 150 psi, haciéndose imposible verificar las posibles canalizaciones

del gas, esta causa es muy probable del bajo rendimiento del producto químico.

Con respecto a este punto se debe tener mucho cuidado con los soportes, rejillas

y la goma espuma del fondo del equipo cuando sé esta colocando el reactivo

SulfaTreat® dentro del reactor, ya que deben estar en la posición adecuada

(totalmente horizontal) para que el reactivo se distribuya en forma simétrica. Si

hay una inclinación en los soportes se producen irregularidades con la distribución

del empaque y la granulometría tiende a canalizarse.

En general, se concluye en los reactores hay problemas de inyección de agua

para saturar el gas y pequeñas gotas de hidrocarburos en el reactivo, que

disminuye su efectividad de reacción en esas partes humedecidas por

95


RESULTADOS

hidrocarburo. También existen posibles problemas de canalizaciones, lo que trae

como consecuencia pérdida de eficiencia del reactivo, específicamente en el

fondo del reactor.

En la Tabla N° 19 se muestran las variaciones de la carga de SulfaTreat® normal

(Lbs de reactivo) en los reactores, para observar el comportamiento de la

Autonomía (días) y los costos $ por cambio utilizando las condiciones actuales de

Operación.

Tabla N° 19.- Variaciones de la carga del reactivo SulfaTreat® normal en los

reactores.

Sacos de SulfaTreat Carga de SulfaTreat (Lbs) Autonomía teórica (días) Costos $/cambio Cambios/año

150 300.000 65 93.000 5.6

140 280.000 61 86.800 6.0

130 260.000 57 80.600 6.5

120 240.000 52 74.400 7.0

110 220.000 48 68.200 7.6

100 200.000 44 62.000 8.4

Se observa a medida que disminuye la carga de SulfaTreat® normal disminuye la

autonomía teórica del reactivo, disminuyen los costos por cambio pero aumentan

los reemplazos del reactivo. Se deben realizar pruebas en campo para determinar

la carga óptima de SulfaTreat® en los reactores, verificando el comportamiento

teórico obtenido anteriormente con respecto a la autonomía del lecho, y verificar si

disminuyen los problemas de canalizaciones del gas, esto cuando la planta pase

a ser de PDVSA.

96


RESULTADOS

4.3.- COMPARACIÓN ENTRE SULFATREAT® NORMAL, SULFATREAT® HP

MEJORADO Y SULFATREAT XLP DE ALTA EFECTIVIDAD.

Comparando los resultados obtenidos de autonomía del SulfaTreat® ST normal,

SulfaTreat® HP mejorado y SulfaTreat® XLP de alta efectividad, se observa el

SulfaTreat® XLP ofrece la mayor autonomía del reactivo con respecto al normal y

el HP mejorado, esto se debe a el SulfaTreat® XLP posee un rendimiento de 3.2 –

4 Lbs XLP/ Lbs H2S reaccionado, mientras el SulfaTreat® ST normal tiene una

reactividad de 10-11 Lbs ST normal/Lbs de H2S reaccionado y el SulfaTreat® HP

mejorado de 9 Lbs HP/ Lbs H2S reaccionado. Para el SulfaTreat® HP se observa

un pequeño aumento en la autonomía con respecto al SulfaTreat® normal, esto

se debe a el SulfaTreat® HP posee una reactividad ligeramente mayor al normal.

Para las condiciones actuales de la planta de 2.0 MMPCED de gas y una

concentración de 2500 ppmv de H2S se obtiene una autonomía de 65 días con el

SulfaTreat® normal, 75 días con el HP y 191 días con el XLP, verificándose la

autonomía del XLP es mucho mayor que los otros dos SulfaTreat® estudiados.

Según el fabricante, el Sulfatreat HP reúne las mismas propiedades físicas que el

ST normal, pero por diseño ampliado de granulometría, el producto HP permite un

aumento del caudal hasta unos 7.0 MMPCED manteniendo las caídas de presión

en sus niveles originales 10 – 12 psi, si se utiliza el reactivo normal con el

incremento de caudal de gas se obtendrían caídas de presión en el orden de 20 -

25 psi. El SulfaTreat® XLP tiene características diferentes con respecto al normal

y el HP, ya que tiene una densidad de 90 lbs/ft3, una mejor granulometría

proporcionando una verticalidad en la superficie dinámica del material, haciéndolo

más efectivo, produciendo una menor caída de presión y permite incrementos de

producción de 7.0 MMPCED con este reactivo. Es importante resaltar si se utiliza

este reactivo (XLP) en los reactores se deben chequear los internos de los

equipos para verificar si soportan el peso adicional y las posibles limitaciones

metal - mecánicas, aunque según pruebas realizadas por el fabricante, las torres

97


RESULTADOS

están en perfecta capacidad para utilizar este nuevo producto. El XLP solo puede

aplicarse en un ambiente de reactividad del gas libre de oxígeno.

Con el aumento de caudal (inicialmente 5.0 MMPCED y luego 7.0 MMPCED) se

esperan incrementos medianos de concentración de H2S en el gas hasta

aproximadamente 4000 ppmv, con estas condiciones de flujo y concentración de

H2S no es rentable sustituir el SulfaTreat® normal por el HP, ya que para el

incremento inicial de gas de 2.0 a 5.0 MMPCED con 4000 ppmv de H2S (1 tren

adicional) la autonomía utilizando ST normal es 16 días y utilizando HP mejorado

es 19 días, lo cual es una diferencia muy pequeña en autonomía (días) con

respecto al incremento de los costos de 0.31 a 0.38 $/lbs de SulfaTreat®. Pero si

es rentable cambiar el SulfaTreat® normal por el XLP, ya que a las condiciones

futuras se tiene una autonomía de 48 días, quedando los reemplazos espaciados

en tiempo de reactivo tal y como se encuentra actualmente en la planta.

Analizando las condiciones futuras propuestas de 7.0 MMPCED a 4000 ppmv de

H2S ( 2 trenes adicionales) se obtiene una autonomía de 12 días con el reactivo

normal mientras que con el mejorado se obtiene 13 días y con XLP se obtienen

34 días de autonomía. Este proceso a estas condiciones no es rentable para el

normal y el HP ya que serían demasiados cambios por año, ocasionando que el

proceso de endulzamiento sea muy costoso y poco eficiente.

Con respecto a los costos del reactivo sin traslado y ubicación, el SulfaTreat® más

económico es el normal con costo de 0.31 $/lb, el HP mejorado tiene un costo de

0.38 $/lb y el XLP de alta efectividad 0.66 $/lb. Para las condiciones futuras de

operación (1 tren adicional) de 5.0 MMPCED y 4000 ppmv de H2S utilizando

SulfaTreat® normal se tiene una frecuencia de cambios de 23 reemplazos/año,

produciendo un costo por reemplazo de 93,000$/cambio para un costo total de

2078.42 M$/año, utilizando SulfaTreat® HP se tiene una frecuencias de cambios

de 20 reemplazos/año, costo por reemplazo de 114,000$/cambio y un costo total

de 2237.04 M$/año y usando SulfaTreat® XLP se tiene una frecuencia de cambio

98


RESULTADOS

de 8 reemplazos/año, con un costo por reemplazo de 198,000 $/cambio y un

costo total de 1510.98 M$/año.

Adicionalmente la operación de descarga del químico consumido, limpieza del

recipiente y carga del SulfaTreat® nuevo es realizada en 7 días, por lo que

ninguno de los reactivos estudiados tiene limitación en cuanto al tiempo de

descarga del químico.

A continuación se muestra la Tabla N° 20, 21 y 22 con toda la información

explicada anteriormente, donde se observa con más claridad la utilización del

SulfaTreat® normal, HP y XLP para las condiciones actuales y propuestas, ya que

el SulfaTreat® XLP es más rentable desde el punto de vista económico, ofrece

estabilidad y flexibilidad operacional al igual que los otros dos y genera menos

desechos de SulfaTreat® consumido en forma de “pirita”.

Tabla N° 20.- Resultados del reactivo para las condiciones actuales de operación.

RESULTADOS PARA 2.0 MMPCED DE GAS CON 2500 PPMV DE H2S

SulfaTreat® Normal HP XLP

Autonomía (días) 65 75 191

Costos del reactivo ($/lb) 0.31 0.38 0.66

Frecuencia de cambios (cambios/año) 5.6 4.9 1.9

Costos/reemplazo ($/cambio) 93.000 114.000 198.000

Costos Totales (M$/año) 519.60 559.26 377.75

Desechos generados “pirita” (MMlb/año) 1.7 1.5 0.57

99


RESULTADOS

Tabla N° 21.- Resultados del reactivo para las condiciones propuestas (1 tren adicional).





Frecuencia de cambios (cambios/año) 23 20 8




Tabla N° 22.- Resultados del reactivo para las condiciones propuestas (2 trenes adicionales).





Frecuencia de cambios (cambios/año) 31.2 27.5 10.7




4.4.- SIMULACIONES REALIZADAS EN PRO II.

A continuación se muestran las Tablas N°23, 24 y 25 con los resultados obtenidos

en el simulador de proceso PRO II para los equipos simulados del sistema de

endulzamiento de gas y los tomados en campo. Es importante aclarar las

condiciones tomadas en planta son un promedio de las condiciones diarias

tomadas en este estudio.

100


RESULTADOS

Tabla N° 23.- Comparación de resultados para el depurador V-103

Depurador V-103 Simulador Campo % Desviación

Presión de Operación (psig) 40 35 12.5

Temperatura de Operación (°F) 96 90 6.25

Caída de presión (psig) 0 0 0

Tabla N° 24.- Comparación de resultados para el depurador V-203

Depurador V-203 Simulador Campo % Desviación

Presión de Operación (psig) 70 60 14

Temperatura de Operación (°F) 90 92 2

Caída de presión (psig) 0 5 0

Tabla N° 25.- Comparación de resultados para el compresor C-101

Compresor C-101 Simulador Campo % Desviación

Presión de succión (psig) 25 25* 0

Presión de descarga (psig) 70 70* 0

Temperatura de succión (°F) 94 90* 4

Temperatura de descarga (°F) 191 110* 42

NOTA: Los valores de campo reportados para el compresor C-101 fueron

tomados de reportes viejos en la planta cuando el equipo estaba en operación, y

fueron confirmados por el jefe de la planta.

De las tablas anteriores se observa los % de desviación entre los valores

reportados por el simulador y los tomados en campo son muy pequeños, por lo

que el método termodinámico seleccionado en el simulador Braun K-10 se ajusta

muy bien a los datos obtenidos en campo. El % desviación mas grande se obtuvo

para la temperatura de descarga del compresor C-101, el cual fue de 42%. En el

101


RESULTADOS

Anexo #5 y 6 se muestran los resultados más importantes de las simulaciones

para el caso actual y el caso propuesto (1 tren adicional) respectivamente.

4.5. – EVALUACIÓN DE LOS REACTORES. Para la evaluación de los reactores se tomó una data diaria de las variables más

importantes que rigen el proceso llevado a cabo en estos equipos, como lo son: la

concentración de H2S a la entrada, presión de entrada, concentración de H2S a la

salida y el flujo de gas procesados diariamente los reactores. A continuación, se

muestra la data tomada en planta para este estudio, comenzando el 26/04/02, ya

que la planta estuvo parada 7 meses desde el 29/09/01 por problemas en el

horno H-101. Para esta primera data no se reporta los datos de presión a las

condiciones de entrada y salida ya que la planta estaba en período de prueba.

En la Tabla N° 26 se muestran los resultados de concentración de H2S a la

entrada y a la salida de los reactores de SulfaTreat® Normal a partir del 26/04/02

– 10/06/02.

Tabla N° 26.- Data de concentración de H2S tomada de la Planta Urdaneta – García.

Fecha Días Conc. H2S Entrada (ppmv) Conc. H2S Salida (ppmv)

26/04/02 1 13500 0

27/04/02 2 - 0

29/04/02 4 17500 0

30/04/02 5 - 0

01/05/02 6 - 0

02/05/02 7 - 0

03/05/02 8 - 0

06/05/02 11 - 0

07/05/02 12 12500 1

08/05/02 13 - 4

09/05/02 14 - 4

102


RESULTADOS

10/05/02 15 - 4

14/05/02 19 23000 2

15/05/02 20 - 2

16/05/02 21 - 2

17/05/02 22 - 2

18/05/02 23 - 2

20/05/02 25 21000 2

21/05/02 26 - 2

22/05/02 27 - 2

23/05/02 28 - 2

24/05/02 29 - 3

27/05/02 32 21000 3

28/05/02 33 - 3

30/05/02 35 - 3

31/05/02 36 - 3

03/06/02 39 28000 3

04/06/02 40 - 3

05/06/02 41 - 10

07/06/02 44 - 50

10/06/02 47 24000 2000

A partir del 10/06 hasta el 22/07 los dos reactores estaban fuera de operación por

que se encontraban saturados los equipos, y se procedió a su reemplazo.

Tabla N° 27.- Data importante de los reactores tomada de la Planta Urdaneta

– García desde 22/07 hasta 31/08.

Fecha Días Conc. H2S

Entrada (ppmv)

Conc. H2S

Salida (ppmv)

Presión

Entrada (psig)

Presión

Salida (psig)

Flujo de Gas

(MMPCED)

22/07/02* 1 2000 0 44 30 1.2

23/07/02 2 2500 0 46 33 1.0

29/07/02 8 2500 0 47 31 1.3

30/07/02 9 2750 0 49 29 1.0

31/07/02 10 2850 0 49 32 1.1

103


RESULTADOS

02/08/02 12 2900 0 47 30 1.5

03/08/02 13 2910 0 46 31 1.3

04/08/02 14 2900 0 47 37 1.2

05/08/02 15 3500 0 43 32 1.1

06/08/02 16 2000 0 42 28 1.0

08/08/02 18 2600 0 42 30 1.4

09/08/02 19 2300 0 60 38 1.8

10/08/02 20 4000 0 57 51 1.83

11/08/02 21 3500 0 62 52 1.96

12/08/02 22 3500 0 65 55 1.85

13/08/02 23 4000 0 77 53 1.7

14/08/02 24 4000 0 78 56 2.0

15/08/02 25 5000 0 77 63 1.75

16/08/02 26 5000 0 71 55 1.85

17/08/02 27 4000 0 71 60 1.90

18/08/02 28 4000 0 76 67 1.86

19/08/02 29 3500 0 77 62 1.7

20/08/02 30 3000 0 79 69 1.75

21/08/02 31 3000 0 79 72 1.9

22/08/02 32 - 0 - - 1.7

23/08/02 33 - 1 - - 1.5

24/08/02 34 - 1 - - 1.75

25/08/02 35 - 4 - - 1.85

26/08/02 36 - 4 - - 1.9

27/08/02 37 - 4 - - 1.95

28/08/02** 38 - 10 - - 1.7

29/08/02 39 - 0 - - 1.56

30/08/02 40 - 0 - - 1.68

31/08/02 41 - 0 - - 1.76

NOTA: * EL reactor RS-1A en operación, ** reactores trabajando en serie RS-

1A/B, porque la salida tiene la concentración máxima permisible.

104


RESULTADOS

Tabla N° 28.- Data importante de los reactores tomada de la Planta Urdaneta – García desde 02/09 hasta 24/09.

Fecha Días Conc. H2S

Entrada (ppmv)

Conc. H2S

Salida (ppmv)

Presión

Entrada (psig)

Presión

Salida (psig)

Flujo de Gas

(MMPCED)

02/09/02 1 5000 0 60 50 1.84

03/09/02 2 4800 0 62 53 1.45

06/09/02 5 5000 0 60 51 1.80

07/09/02 6 5000 0 66 55 1.23

10/09/02 9 4800 0 68 60 1.02

11/09/02 10 5000 0 60 52 1.65

12/09/02 11 5000 0 58 51 1.69

13/09/02 12 3000 0 60 51 1.77

14/09/02 13 3000 0 50 45 1.51

16/09/02 15 5000 0 48 40 1.9

20/09/02 19 3000 0 45 40 1.2

21/09/02 20 3500 0 50 42 1.38

22/09/02 21 3500 0 50 41 1.91

23/09/02 22 3500 1 54 45 1.87

24/09/02 23 3500 1 58 48 1.8

Con esta información se procedió a realizar la correlación que determina el

comportamiento entre las fases gas – sólido, tomando en consideración todas las

variables importantes que rigen el proceso de adsorción. Es importante destacar

que no se tomo en consideración la temperatura a la entrada y salida de los

reactores, ya que este parámetro se mantuvo constante durante este estudio

(90°F).

Correlacionando inicialmente los datos del 22/07/02 hasta 21/08/02, ya que se

tiene la data completa, tomando como variable dependiente (Y) el tiempo (días) y

como variables independientes concentración de H2S a la entrada de los

reactores (X1), presión a la entrada (X2), concentración de H2S a la salida (X3) y

105


RESULTADOS

flujo de gas (X4). Se introdujeron los datos obtenidos en el campo al programa y

se obtuvo la siguiente correlación por el método de mínimos cuadrados:

4321 86235.7449463.1084644.0002919.07464.11 XXXXY ++++−=

Esta correlación permite calcular la autonomía del reactivo (días), dependiendo de

las condiciones de las variables que rigen el proceso de endulzamiento. Tomando

una concentración de H2S a la entrada de los reactores de 3500 ppmv (X1), una

presión a la entrada de 50 psig (X2), concentración de H2S a la salida de 10 ppmv

(X3) y un flujo de gas de 2.0 MMPCED (X4), obtenemos el tiempo de vida del

reactivo en días.

Sustituyendo:

díasYXXXXY

3386235.7449463.1084644.0002919.07464.11 4321

=++++−=

Observando este resultado de la autonomía, se verifica que el lecho sólido va a

alcanzar esta condición máxima permisible de 10 ppmv en la concentración de

salida de H2S en 33 días. Posteriormente se colocaran los reactores en serie para

tener una autonomía de 45 – 50 días que es precisamente el comportamiento

actual del reactivo.

Sin embargo, para confirmar este comportamiento se procederá a correlacionar

los datos tomados del 02/09 hasta el 24/09, obteniéndose:

4321 76363.59982.333178.000268.089206.44 XXXXY −+−−=

Sustituyendo las mismas condiciones de operación:

díasYY

470.2*76363.510*9982.350*33178.03500*00268.089206.44

=−+−−=

106


RESULTADOS

Se observa una diferencia de 14 días entre la primera y segunda correlación, esto

se debe a problemas operacionales en la planta con los pozos del lago, lo que

implica que se estaba procesando gas de los pozos de BP y poco gas de los

pozos del lago, incrementándose la concentración de H2S a la entrada de los

reactores desde 3000 – 3500 a condiciones normales hasta valores promedio de

4000 - 5000 ppmv.

4.6.- EVALUACIÓN DE LOS DEPURADORES. 4.6.1.- Evaluación de los depuradores por ecuaciones. Se realizó la evaluación de los depuradores por ecuaciones y por las normas

PDVSA, para las condiciones futuras (1 tren adicional de endulzamiento de crudo

similar al actual), los cuales se muestran a continuación en las Tablas N° 29 y 30.

Tabla N° 29.- Resultados de la evaluación por ecuaciones de los Depuradores V-103 y V-203.

Parámetros Evaluados Depurador V-103 Depurador V -203

Densidad del Gas (Lb/ft3) 0.28 0.31

Densidad del Líquido (Lb/ft3) 55.04 55.04

Area del gas (ft2) 2.36 2.36

Velocidad crítica (ft/s) 2.18 2.09

Velocidad del gas (ft/s) 0.51 2.05

Q gas máximo (MMPCAD) 0.44 0.43

Q gas máximo (MMPCED) 1.53 2.06

Q gas @ cond. Futuras (MMPCED) 1.10 5.0

Velocidad en la boquilla de alim. (ft/s) 16.57 24.62

Velocidad en la boquilla de salida líq. (ft/s) 1.45 4.21

Velocidad en la boquilla de salida gas. (ft/s) 15.12 24.16

Volumen de líquido en el depurador (ft3) 5.2 7.26

Tiempo de residencia (minutos) 0.2 1.3

107


RESULTADOS

4.6.2.- Evaluación de los depuradores por normas PDVSA. Tabla N° 30.- Resultados de la evaluación por normas PDVSA de los Depuradores V-103 y V-203.

Parámetros Evaluados Depurador V-103 Depurador V -203

Densidad del Gas (Lb/ft3) 0.28 0.31

Densidad del Líquido (Lb/ft3) 55.04 55.04

Area del gas (ft2) 2.36 2.36

Velocidad crítica (ft/s) 2.19 2.08

Velocidad del gas (ft/s) 0.52 0.69

Q gas máximo (MMPCED) - -

Q gas @ cond. Futuras (MMPCED) 1.10 5.0

Velocidad en la boquilla de alim. (ft/s) 10.61 24.75

Velocidad en la boquilla de salida líq. (ft/s) 0.029 0.018

Velocidad en la boquilla de salida gas. (ft/s) 10.61 24.75

Relación L/D 1.33 3.0

Tiempo de residencia (minutos) Bajo Bajo

En las Tablas anteriores se observa que por los dos métodos se obtienen

resultados similares, solo existen diferencias en el resultado de la boquilla de

alimentación y en las boquillas de salida de líquido y gas. En el Anexo #7 se

muestra la hoja de cálculo para evaluar los depuradores V-103 y V-203 según las

Normas PDVSA.

El depurador V-103 puede manejar el incremento de capacidad de gas, esto se

observa en la tabla anterior, ya que el Qgmáx (1.53 MMPCED) > Qg (1.10

MMPCED) a las condiciones futuras.

El depurador V-203 no tiene capacidad para manejar el incremento de

producción, ya que el Qgmáx (2.1MMPCED) < Qg (5.0 MMPCED) a las condiciones

futuras. Se debe colocar un depurador adicional que pueda manejar el incremento

de gas de 3.0 MMPCED para el tren adicional.

108


RESULTADOS

Diseño del nuevo Depurador vertical V-203.

Diseñando el depurador V-203 a las nuevas condiciones, para 1 tren adicional

donde el Qgas es de 5.0 MMPCED tenemos los siguientes resultados:

Tabla N° 31.- Especificaciones del diseño del nuevo Depurador V-203.

Parámetros de Diseño Depurador V-203

Flujo de gas (MMPCED) 5.0

Gravedad Específica 0.80

Factor de Compresibilidad 0.98

Densidad del Gas (Lb/ft3) 0.31

Flujo real de gas (ft/s) 11.8

Temperatura de operación (°F) 90

Presión de Operación (psig) 60

Flujo de crudo (MBPD) 0.5

Densidad del crudo (Lb/ft3) 55.01

Gravedad API 29

Flujo real de crudo (ft3/s) 0.13

Velocidad máxima del gas (ft/s) 2.64

Diámetro mínimo requerido (pulg) 30

Altura del recipiente (ft) 8.0

Diámetro en la boquilla de alim. (pulg) 6.83

Diámetro en la boquilla de salida de gas. (pulg) 6.18

Diámetro en la boquilla de salida Liq. (pulg) 1.35

Tiempo de residencia (minutos) 5

NOTA: Ver estos resultados en la hoja de cálculo en Excel en el anexo # 8.

109


RESULTADOS

4.7.- DISPOSICIÓN DEL SULFATREAT® SIN REACCIONAR Y EL

SULFATREAT® GASTADO

Actualmente la disposición del SulfaTreat® sin reaccionar se hace en bolsas

plásticas dispuesta al aire libre sin ningún tipo de preservación con respecto a los

cambios climáticos. Se observó durante este estudio bolsas de reactivo rotas,

material de las bolsas desgastado y SulfaTreat® regado en el piso de la planta por

los efectos considerados anteriormente, ocasionando pérdidas económicas, ya

que el reactivo es muy costoso. Se propuso colocar un techo o almacén para

depositar el reactivo, ya que el material es afectado por la humedad produciendo

cierta degradación del material sí la bolsa esta rota. Todos estos problemas se

evitarían si se colocara un almacén que sirva de depósito para colocar las bolsas

de SulfaTreat® a utilizar en el proceso.

Con respecto al SulfaTreat® gastado o consumido “pirita”, se realizó una

evaluación con la finalidad de reutilizarlo como materia prima para hacer mezclas

asfálticas para la práctica de esparcimiento en suelo.

Se propuso mejorar 13 Kilómetros de carreteras a la entrada de la planta los

cuales se encuentran dañados, utilizando esta alternativa, con la finalidad de

reutilizar el SulfaTreat® gastado y eliminar los problemas ambientales que

ocasiona el material. La empresa Palmaven S.A, entrego un presupuesto para

mezclar el SulfaTreat® con capa vegetal y fertilizante para el esparcimiento en

suelo, con un costo total de 27,717,967.00 MMBs (ver anexo # 9), por lo que

PDVSA esta estudiando esta alternativa, ya que genera una alternativa para el

tratamiento del reactivo gastado, solucionando problemas viales y ambientales de

la planta.

110


RESULTADOS

4.8.- EVALUACIÓN ECONÓMICA DE LAS OPCIONES CONSIDERADAS PARA EL POSIBLE REEMPLAZO DEL SULFATREAT® ST NORMAL. En esta sección se reportan los resultados obtenidos del estudio de factibilidad

técnico – económica que considera el posible reemplazo del sistema de

endulzamiento de gas (SulfaTraet® normal) existente actualmente en la planta por

las opciones descritas anteriormente, las cuales son:

- Opción 1: SulfaTreat® HP mejorado ó SulfaTreat® XLP de alta efectividad.

- Opción 2: Intsorb.

- Opción 3: Planta de Aminas – recuperadora de azufre.

La evaluación económica de cada una de las opciones se realiza para los

escenarios de producción donde se considera el volumen de producción de gas

actual, así como los incrementos de capacidad.

A continuación se presentan los criterios utilizados en la evaluación económica:

- Año base del estudio: 2003

- Horizonte económico: 15 años

- Unidad monetaria: US$ (Dólares Americanos)

- Paridad Cambiaría: 1448 Bs. / US$.

- Tipo de Estimado: Clase V

- Localización: Planta Urdaneta García ubicada en la Costa Oeste del Lago de

Maracaibo, Distrito Urdaneta del Edo. Zulia.

Se realizó el estudio con un horizonte económico de quince años, ya que se

obtuvieron los incrementos de gas esperados durante ese tiempo en el plan de

negocios vigente (PDN), para verificar si es rentable el incremento de capacidad

de la Planta. A continuación se muestra la Tabla N° 32 con el pronóstico de gas

esperado en los próximos quince años.

111


RESULTADOS

Tabla N° 32. Pronóstico de gas en los próximos quince años según el PDN.

Año Producción de Gas (MMPCED)

2002 5,9 2003 8,2 2004 7,6 2005 7,5 2006 9,7 2007 13,3 2008 15,6 2009 14,9 2010 12,4 2011 9,8 2012 7,7 2013 6,1 2014 4,8 2015 3,8 2016 3,0 2017 2,4

Graficando estos resultados tenemos:

Figura N° 22.- Gráfico del Pronóstico de Gas.

PRONÓSTICO DE GAS

0

5

10

15

20

2002 2004 2006 2008 2010 2012 2014 2016TIEMPO (AÑOS)

PRO

DU

CC

IÓN

DE

GA

S (M

MPC

ED)

112


RESULTADOS

Observando la gráfica se verifica la producción de gas aumenta hasta el año

2008, posteriormente comienza a disminuir progresivamente. Para el año 2017 se

tiene una producción de gas similar al actual en el orden de los 2.0 MMPCED.

La primera opción estudiada en el análisis económico, consiste en reemplazar el

reactivo SulfaTraet® ST normal por el SulfaTreat® HP mejorado o el XLP de alta

efectividad, tomándose en cuenta los costos relacionados con el consumo de

químico, ya que varía para cada reactivo. Los costos de carga y descarga del

mismo, su transporte y manejo, así como la disposición del residuo, son

constantes para los tres casos. Para los costos de inversión se tomó en

consideración la adquisición de 2 nuevos compresores C-101 y C-201 para el

incremento de capacidad de la planta, los costos de inversión de la planta son

excluidos del estudio, ya que la planta se encuentra en operación y es capaz de

manejar los volúmenes de producción considerados. Para este análisis, el

proceso SulfaTreat® normal es evaluado a las condiciones actuales de operación,

o sea a una eficiencia de 0.07 lbs de azufre removidas por lbs de químico. A

continuación se muestra la tabla N° 33 con los resultados de los costos generados

por consumo de SulfaTreat® normal, HP y XLP.

Tabla N° 33. Costos generados por la tecnología SulfaTreat®.

Consumo del Reactivo

Producción actual2.0 MMPCED gas

2500 ppmv

1 tren adicional 5.0 MMPCED gas

3500 ppmv

2 trenes adicionales7.0 MMPCED gas

4000 ppmv

Consumo de químico normal 519.60 M$/año

779.4 MMBs/año

1818.62 M$/año

2727.93 MMBs/año

2909.78 M$/año

4364.67 MMBs/año

Consumo de químico HP

559.26 M$/año

838.89 MMBs/año

1957.41 M$/año

2936.11 MMBs/año

3131.85 M$/año

4697.78 MMBs/año

Consumo de químico XLP

377.75 M$/año

566.62 MMBs/año

1322.11 M$/año

1983.16 MMBs/año

2115.37 M$/año

3173.05 MMBs/año

113


RESULTADOS

Observando la tabla anterior se puede concluir que el reactivo SulfaTreat® XLP es

el que ofrece mejores beneficios económicos a las condiciones actuales y futuras.

El costo de transporte y manejo de químico es aproximadamente de 250.000 Bs.

por viaje, desde el Muelle ubicado en La Salina hasta la Planta, considerando

que actualmente se realizan 8 reemplazos del reactivo por año, tenemos que el

gasto total de transporte es de 2.0 MMBs/año.

Para obtener los costos de almacenamiento de químico se tomó el 5% del gasto

actual de reactivo.

El costo del proceso de carga y descarga del reactivo químico fue obtenido de la

contratista que se encarga de realizar este trabajo, en cual tiene costo de 15.0

MMBs aproximadamente por cada reemplazo del SulfaTreat®. Este proceso

incluye la descarga del reactivo consumido, la carga del reactivo sin utilizar y su

disposición en la fosa al aire libre ubicada en el pozo GAR- 17.

A continuación se muestra la Tabla N° 34 con los costos constantes para este

proceso de endulzamiento utilizando la tecnología actual SulfaTreat® normal.

Tabla N° 34. Costos constantes generados por la tecnología SulfaTreat®

normal.

Parámetros de Evaluación

Producción actual 2.0 MMPCED gas

2500 ppmv

Producción actual 2.0 MMPCED gas

2500 ppmv

Transporte y manejo del químico 1.4 M$/año 2.0 MMBs/año

Almacenamiento del químico 26 .0 M$/año 39.0 MMBs/año

Costos por reemplazo del químico 10 .0 M$/cambio 15.0 MMBs/cambio

Carga y descarga del químico en

el reactor

80.0 M$/año 120 MMBs/año

Costo Total 117.4 M$/año 176.0 MMBs/año

114


RESULTADOS

Según los resultados obtenidos podemos decir que el proceso actual genera un

costo aproximado de 637.0 M$/año (955.4 MMBs) utilizando SulfaTreat® normal,

mientras que para el SulfaTreat® HP mejorado se tiene un costo total de 677.0

M$/año (1014.89 MMBs) y para el SulfaTreat® XLP de alta efectividad se tiene un

costo total de 495.15 M$/año (742.62 MMBs).

Comparando estos costos, tenemos que es más rentable desde el punto de vista

económico reemplazar el SulfaTreat® normal por el SulfaTreat® XLP de alta

efectividad, ya que se tienen ahorros de aproximadamente 142 M$/año (213

MMBs). Con respecto al SulfaTreat® HP mejorado no es rentable el cambio, pues

incrementa los costos.

Posteriormente se realizó una evaluación del proyecto en el programa MAEP -

2003 de PDVSA, con la finalidad de estudiar el incremento de producción de la

planta de 11.0 MBPD de crudo de 29 °API y un volumen de gas de 7.0 MMPCED

y verificar su rentabilidad. En el anexo #10 se muestra los resultados de la

evaluación económica realizada con MAEP.

A continuación en la Tabla N° 35 se muestra los resultados económicos más

importantes de la evaluación realizada en MAEP.

Tabla N° 35. Resultados económicos de la evaluación realizada en MAEP.

RESULTADOS ECONÓMICOS COSTO TOTAL

Flujo Neto Descontado (VPN) en MMBs. 175.230,08

Tasa Interna de Retorno (TIR) en % 502,7%

Tasa Interna de Retorno Modificada (TIRM) 26,5%

Eficiencia de la Inversión Tradicional (EI) 56,53

Eficiencia de la Inversión Modificada (EIM) 57,53

Tiempo de Pago no Descontado (TP) 0,22

Tiempo de Pago Descontado (TPd) 0,25

115


RESULTADOS

Ganancia Neta Descontada del Proyecto 0,61

Inversión Total 3.100,00

Producción de Crudo 53,33

Producción Neta de Gas Natural 62.556,37

Operación 1,25

Regalías 4,27

Costo A/ISLR 5,52

ISRL (Crudo) 3,86

Participación Fiscal 8,13

La segunda opción estudiada es la tecnología INTSORB, el cual fue desarrollado

y licenciado por Intevep – PDVSA en 1998, está basada en un proceso de

adsorción de gas por lechos sólidos similar al proceso actual de SulfaTreat®, no

se necesitan equipos nuevos para utilizar esta tecnología en la Planta Urdaneta

García. La diferencia de este proceso con respecto al actual es que el reactivo

químico se desarrolla y elabora internamente en PDVSA, por lo que trae más

beneficios con respecto al traslado y costos.

Se realizaron evaluaciones a escala piloto, para verificar el comportamiento de

INTSORB, bajo condiciones de operación de Occidente: bajas presiones de gas y

altas concentraciones de H2S, obteniéndose que los costos de tratamiento y la

capacidad de remoción de H2S de INTSORB (0.37 – 0.44 Lbs H2S/Lbs de

INTSORB) son competitivos a escala comercial. Se realizaron comparaciones de

este reactivo con respecto al SulfaTreat® en cuanto a la capacidad de remoción y

la autonomía del lecho, resultando que el INTSORB ofrece mejores rendimientos

y autonomía a las mismas condiciones. (19)

La evaluación económica, a nivel conceptual, indica que producir INTSORB en

Venezuela es económicamente atractivo, pero no se tiene disponible la

información del costo unitario final de la Lbs de INTSORB, ya que esta tecnología

116


RESULTADOS

todavía esta en estudio, por lo que no se puede establecer una comparación

desde el punto de vista económico de INTSORB con respecto al SulfaTreat®.

Con respecto a la opción 3, se realizó el estimado de costos Clase V para colocar

una planta de aminas (MDEA) con recuperación de azufre nueva, considerando

la capacidad propuesta de gas de 7.0 MMPCED con 15% H2S. Esto implica el

tratamiento del gas agrio en la unidad de amina (remoción previa del H2S) y la

posterior conversión a azufre elemental del H2S del gas de cola de dicha unidad

(Unidad CLAUS). Obteniéndose que la planta de aminas nueva tiene un estimado

de costo Clase V de 1600 MMBs y la recuperadora de azufre tiene un costo de

1830 MMBs, para un total de 3430 MMBs. Adicionalmente se obtuvo el costo de

instalación de la planta es aproximadamente 3028 MMBs. (18)

La Planta de aminas nueva que se propone tiene los siguientes equipos:

• Columna de Absorción

• Columna de Despojamiento.

• Tambor de reflujo del despojador.

• Rehervidor del despojador.

• Intercambiadores de calor.

• Bombas de reflujo.

A continuación en la Figura N° 23 se muestra un diagrama de flujo simplificado del

proceso de tratamiento de gases ácidos con soluciones de aminas.

117


RESULTADOS

Figura N° 23.- Diagrama de flujo simplificado del proceso de tratamiento de gases ácidos con soluciones de aminas.(18)

Realizando un estudio comparativo del proceso SulfaTreat® normal utilizado

actualmente en la planta vs la planta de aminas con recuperación de azufre nueva

con respecto a los costos estimados de inversión, mantenimiento y operación. En

la Tabla N°36 muestra el flujo de caja realizado para el proceso SulfaTreat®.

Para el proceso SulfaTreat® se consideraron como costo de inversión la

adquisición de los dos compresores (500 MMBs), mas la carga inicial de

SulfaTreat ® (269.3 MMBs) para un total de 769.3 MMBs. Con respecto a los

costos de mantenimiento y operación se tomaron los costos actuales del proceso

considerando el consumo de energía eléctrica, carga y descarga del reactivo,

GAS A PURIFICADOR

GAS DULCE

ABSORBEDOR

SOLUCION DE AMINA POBRE

SOLUCION DE AMINA RICA

DESPOJADOR

GAS ACIDO

TAMBOR DE REFLUJO

REHERVIDOR

118


RESULTADOS

consumo, transporte, insumos, mantenimientos de equipos, etc. El valor futuro de

los costos se calcularon utilizando la siguiente ecuación:

niVPVF )1(* +=

Donde:

VF: valor futuro.

VP: valor presente.

i: tasa de interés (10%).

n: tiempo en años.

Tabla N° 36. Flujo de caja del proceso SulfaTreat®.

SulfaTreat® 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009

Costos de Inversiones MMBs/año 769.3 0 0 0 0 0 0 0

Costos de Mantenimiento MMBs/año 50 55 60.5 66.55 73.205 80.5255 88.5781 97.4359

Costos de Operación MMBs/año 961.4 1057.54 1163.29 1279.62 1407.59 1548.34 1703.18 1873.5

Costos Totales MMBs/año 1780.7 1112.54 1223.79 1346.17 1480.79 1628.87 1791.76 1970.93

SulfaTreat® 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017

Costos de Inversiones MMBs/año 0 0 0 0 0 0 0 0

Costos de Mantenimiento MMBs/año 107.179 117.897 129.687 142.656 156.921 172.614 189.875 208.862

Costos de Operación MMBs/año 2060.85 2266.93 2493.62 2742.99 3017.29 3319.01 3650.91 4016.01


En la planta de aminas se tomó en consideración el costo de inversión el costo

de la planta de aminas nueva con recuperadora de azufre, mas el costo de

instalación de dicha planta para obtener un total de 6458 MMBs. Los costos de

mantenimiento se tomó un estimado del 5% del costo de la planta de aminas. A

continuación en la Tabla N° 37 se muestra el flujo de caja para el proceso de

endulzamiento con Aminas.

119


RESULTADOS

Tabla N° 37. Flujo de caja del proceso de Aminas nuevo.

Planta de Aminas 2002 2003 2004 2005 2006 2007 2008 2009


Costos de Mantenimiento MMBs/año 171 188.1 206.91 227.601 250.361 275.397 302.937 333.231

Costos de Operación MMBs/año 400 440 484 532.4 585.64 644.204 708.624 779.487

Costos Totales MMBs/año 7029 628.1 690.91 760.001 836.001 919.601 1011.56 1112.72

Planta de Aminas 2010 2011 2012 2013 2014 2015 2016 2017


Costos de Mantenimiento MMBs/año 366.554 403.209 443.53 487.883 536.671 590.338 649.372 714.309

Costos de Operación MMBs/año 857.436 943.179 1037.5 1141.25 1255.37 1380.91 1519 1670.9


Se deben llevar todos los costos del futuro al presente para realizar la sumatoria

de todos los costos en el presente. El proceso que genere menos costos en el

valor presente es el más rentable. Los costos al presente se obtienen utilizando la

ecuación anterior.

Resultando que los costos en el valor presente para el proceso SulfaTreat® es de

16591.7 MMBs mientras que para el proceso de endulzamiento con aminas es de

15594.0 MMBs, concluyendo que el proceso más rentable es el de aminas. Sin

embargo la diferencia entre un proceso y otro es de 1357.7 MMBs.

120


CONCLUSIONES

CAPÍTULO V: CONCLUSIONES Y

RECOMENDASIONES

121


CONCLUSIONES

CONCLUSIONES

1. Los reactores de SulfaTreat® existentes en la planta tienen la capacidad

suficiente para manejar los flujos de gas estimados para los dos escenarios de

producción de crudo estudiados.

2. El rendimiento del químico SulfaTreat® normal para las condiciones de

operación actuales de la planta Urdaneta García es bajo (0.07 Lbs deH2S / Lbs

de SulfaTreat®) con relación al valor de rendimiento teórico indicado por el

fabricante (0.11 Lbs deH2S / Lbs de SulfaTreat®). Este bajo rendimiento se

debe a los problemas de subsaturación de agua en el gas, gotas arrastradas

de hidrocarburos y canalizaciones del gas en el reactivo.

3. Mejorar el rendimiento del químico SulfaTreat® a 0.11 Lbs deH2S / Lbs de

SulfaTreat® equivale a reducir los costos operacionales en 36% en relación

con los costos actuales, lo cual representaría ahorros en el orden de 250

M$/año.

4. El reemplazo del químico utilizado actualmente en la planta SulfaTreat® ST

normal por otro de su misma familia llamado SulfaTreat® XLP es técnicamente

y económicamente factible, ya que tiene un mejor rendimiento, disminuye los

costos operacionales, la frecuencia de cambios y genera menos desechos,

haciéndolo más rentable. El mayor inconveniente de este reactivo XLP es que

es más pesado que el normal, por lo que se deben chequear los internos de

los equipos para verificar si soportan el peso adicional y las posibles

limitaciones metal - mecánicas, aunque según pruebas realizadas por el

fabricante las torres están en perfecta capacidad para utilizar este nuevo

producto.

5. El reemplazo del químico utilizado actualmente en la planta SulfaTreat® ST

normal por otro de su misma familia llamado SulfaTreat® HP no es rentable, ya

que no ofrece beneficios con respecto a autonomía, frecuencias de cambios y

desechos generados, sólo incrementa los costos.

6. El depurador V-103 puede manejar el incremento de producción para un tren

adicional, ya que su capacidad máxima es de 1.5 MMPCED. Para el segundo

122


CONCLUSIONES

tren adicional se debe colocar otro depurador que maneje esa cantidad de

gas.

7. El depurador V-203 no puede manejar el incremento de producción esperado

en la planta con un tren adicional.

8. El compresor de gas dulce existente en la planta puede manejar el volumen de

gas considerado en un tren adicional, para el segundo tren se requiere la

instalación de un nuevo sistema de compresión.

9. Utilizar el SulfaTreat® gastado como materia prima para realizar mezclas

asfálticas en la práctica de esparcimiento en suelo.

10. De las 3 opciones evaluadas en el análisis económico, es más rentable

instalar una Planta de Aminas nueva con recuperadora de azufre, ya que

ofrece más beneficios económicos; este proceso no genera desechos evitando

el problema de contaminación ambiental.

123


RECOMENDACIONES

RECOMENDACIONES

1. Colocar una lona, techo o galpón para almacenar el reactivo SulfaTreat®, con

la finalidad de preservarlo. Si la bolsa que contiene el reactivo esta cerrada

herméticamente no hay problemas, pero si ésta se encuentra rota es afectada

por las condiciones ambientales. Según el fabricante el material es afectado

por la humedad cuando es mayor de 75%, ya que ocurre cierta degradación

del material.

2. Automatizar las válvulas de nivel de los depuradores V-103 y V-203, para

evitar posibles arrastres de líquidos a los reactores.

3. Los reactores de SulfaTreat® operan en serie, se recomienda que las líneas,

conexiones y accesorios de las tuberías estén sellados herméticamente, es

decir, que no halla fugas en el sistema asociado a los reactores, porque se

están manejando concentraciones altas de sulfuro de hidrógeno (H2S).

4. Colocar dos compresores de respaldo, uno para el compresor centrífugo de

gas agrio C-101 y otro para el compresor reciprocante de gas dulce C-201,

con la finalidad de que cuando se dañe o se la haga mantenimiento a un

equipo se cuente con otro de respaldo y no se queme el gas en el mechurrio

de la planta.

5. Alinear el gas de alta presión que proviene de los pozos de PDVSA

directamente al depurador V-203 para su endulzamiento.

6. Verificar la posibilidad de medir el flujo de gas y la concentración de H2S a la

salida de los reactores.

7. Colocar en los reactores dos corrientes de alimentación (en paralelo) y realizar

pruebas en campo para verificar si tiene más efectividad el reactivo, es decir,

se aumenta la eficiencia y autonomía del mismo.

124


RECOMENDACIONES

8. Realizar pruebas en campo disminuyendo la carga de SulfaTreat® de los

reactores para verificar el comportamiento y obtener la carga óptima del

proceso, esto cuando la planta pase a ser de PDVSA.

9. Buscar la manera de incrementar la presión en el sistema, ya que los procesos

de adsorción con lecho sólido tienen mayor eficiencia y capacidad de

adsorción a alta presión. Actualmente la presión de operación en el sistema de

endulzamiento de gas esta entre 40 – 50 psi.

10. Se debe tener mucho cuidado con los soportes, rejillas y la goma espuma del

fondo del equipo cuando sé esta colocando el reactivo SulfaTreat® dentro del

reactor, ya que deben estar en la posición adecuada (totalmente horizontal)

para que el reactivo se distribuya en forma asimétrica. Si hay una inclinación

en los soportes se producen irregularidades con la distribución del empaque y

la granulometría tiende a canalizarse.

11. Realizar una prueba piloto en uno de los reactores de la planta para probar la

conveniencia y eficacia del producto SulfaTreat® XLP, para tomar las

decisiones correspondientes para su posible aplicabilidad en forma continua

de operación.

12. Tomar muestras del gas a la entrada de los reactores para determinar la

cantidad de agua que necesita para saturarse y así ajustar la inyección de

agua, esto con la finalidad de no sobresaturar el gas y evitar problemas de

canalizaciones.

125


BIBLIOGRAFÍA

BIBLIOGRAFÍA

1. Manual de Operaciones de la Planta Urdaneta García. División de Operaciones

de Producción. Unidad de Explotación La Salina. PDVSA. Noviembre 1991.

2. Oil & Gas Journal article “ Gas industry assesses new ways to remove small

amounts of H2S”. Chesterfield, Missourri USA.

3. PRO/II Keyword Input Manual. Versión 3.3. Simulation Science Inc., 1992.

4. Users guide PRO/II 5.0. Steady – state flowsheeting and process optimization

software. Simsci. 1997.

5. Facilidades Superficiales de Producción. Norma PDVSA. MEC-400-02-02.

Plantas de Endulzamiento de Gas. Proceso Sulfatreat. Volumen 3. Enero 1994.

6. Manual de Operaciones de la Planta Urdaneta García. Realizado por la Empresa

British Petroleum (BP). Jorge Romero. Febrero 2002.

7. Internet Address: Http:// www.sulfatreat.com, http:// www.tweb.com/sulfatreat.

8. Evaluación sobre la Operabilidad de la Unidad de Endulzamiento de Crudo de la

Planta Urdaneta García. Realizado por: Zenaida Soto – Abel Baldonedo.

Lagoven, S.A. Gerencia de Ingeniería Básica. Noviembre 1996.

9. Nonregenerable H2S Scavenger Update by J.E. Houghton. Unocal Oil & Gas

Division Lafayette, Louisiana. 1994.

10. Informe Técnico “Evaluación de los Sistemas de Crudo y Gas de la Planta

Urdaneta García. PDVSA - INTEVEP. Los Teques. 1998.

11. Manual de Diseño de Proceso. Tambores Separadores. Norma PDVSA. MPD–

03–S–03. Separadores Líquido – Vapor. Junio 1995.

12. Engineering Data Book. Gas Processors Suppliers Association (GPSA). Volumen

I. Tenth Edition. 1994.

13. Campbell John. Gas Conditioning and Processing. The Basic Principles. Volume

1. Seventh Edition 1994.

14. Chacón, D. “ Tutorial de H2S”. Vademecum de la Unidad de Explotación La

Salina. Junio 2001.

15. Alcántara, E. “Resultados muestras de SulfaTraet® PUG”, Comunicación Privada

PDVSA, INTEVEP, Cabimas, La Salina. Octubre 2002.

126


BIBLIOGRAFÍA

16. Martínez, H. “Proyecto Planta Endulzadora de Crudos Urdaneta García”.

Maraven, S.A. 1998.

17. Rodríguez,F. Manual de Estimación de Costos Clase V. " Plantas de

Endulzamiento con Aminas. Norma PDVSA. MEC -400-07-01. Volumen 3. Marzo

1996.

18. Parés, G. Manual de Estimación de Costos Clase V. " Plantas de Aminas. Norma

PDVSA. MEC -100-17-01. Volumen 1. Marzo 1996.

19. Avila, Yasmin. Nota Técnica “Endulzamiento de Gas Natural Tecnología Intsorb”.

PDVSA. Noviembre 1999.


ANEXOS

ANEXOS 11


ANEXOS

Múltiple de producción.

Válvula SDV-100


ANEXOS

S1-A

Micromotions PIC-100 A

PV-100 A

LIC-100 A

PT-100 A

LV-100 A Fr-2085 SV-100 A


ANEXOS

S1-B

PV-100 B

LV-100 B

Fr- 100 B

SV-100 B

Registrador de descargas


ANEXOS

Válvula FV-100

XV-102

Válvula FV-100

FC-100

XV-102


ANEXOS

V-101 A

PV-106

FR-101

LT-102

PT-106

SV-101 AEntrada de

crudo

Bota


ANEXOS

V-101 B

LV-101 BOTA LT-106

SV-101 B

LV-106 Salida de

gas


ANEXOS

V-102

Entrada de crudo

Entrada de recirculación del

H-101

Salida de gas agrio

LT-108

PIC-122

PV-122


ANEXOS

V-103

SV-103

LIC-110

LV-110


ANEXOS

V-101 A / B

Arrancadores Succión Descarga

FV-105


ANEXOS

H-101

E-101 A / B

E-101 A E-101B


ANEXOS

Tanques de Almacenamiento


ANEXOS

Bombas de Exportación

Bombas Booster


ANEXOS

Lact-unit


ANEXOS

PV-123 y PV-124

PV-123 PIC-123

PIC-124

PV-124


ANEXOS

Reactores RS-1 A / B


ANEXOS

C-201


ANEXOS

Trampa de cochino y Registradores de gas

V-204


ANEXOS

K. O. Drum

Sistema de Aire Instrumento


ANEXOS

Sistema de agua industrial

Oficinas


ANEXOS

Tablero de Control


ANEXOS

Vista area de la Planta UG

repÚblica bolivariana de venezuela...

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