Diseño de separadores bifásicos y trifásicos

UNIVERSIDAD NACIONAL AUTÓNOMA DE

MÉXICO

FACULTAD DE QUÍMICA

“DISEÑO DE SEPARADORES BIFÁSICOS

(G/L Y L/L) Y TRIFÁSICOS (G/L/L) PARA

PROCESAMIENTO DE GAS Y CRUDO”

TESIS

QUE PARA OBTENER EL TÍTULO DE

INGENIERO QUÍMICO

PRESENTA

RAÚL HINOJOSA FRANCO

MÉXICO, D.F. 2011

2

JURADO ASIGNADO:

PRESIDENTE: M.I. ALEJANDRO ANAYA DURAND

VOCAL: DR. JESÚS TORRES MERINO

SECRETARIO: M.I. JOSÉ ANTONIO ORTIZ RAMÍREZ

1er. SUPLENTE: I.Q. JOSÉ AGUSTÍN TEXTA MENA

2° SUPLENTE: I.Q. HUMBERTO RANGEL DÁVALOS

SITIO DONDE SE DESARROLLÓ EL TEMA:

CUBÍCULO 7, QUINTO PISO, TORRE DE INGENIERÍA, ANEXO DE

INGENIERÍA, FACULTAD DE INGENIERÍA, CIUDAD UNIVERSITARIA,

UNAM.

ASESOR DEL TEMA: M.I. JOSÉ ANTONIO ORTIZ RAMÍREZ

SUSTENTANTE: RAÚL HINOJOSA FRANCO

3

Agradecimientos

“Un viaje de mil millas comienza con un solo paso”

- Antiguo Proverbio Chino

“Si en la lucha el destino te derriba,

si todo en tu camino es cuesta arriba,

si tu sonrisa es ansia satisfecha,

si hay faena excesiva y vil cosecha,

si a tu caudal se contraponen diques,

date una tregua, ¡pero no claudiques!”

Rudyard Kipling

4

Agradecimientos

A mi abuela María Ocampo Reyes (Q.E.P.D), donde quiera que te encuentres,

gracias por haber estado conmigo y apoyarme hasta el final de esta fase tan

importante de mi vida.

En un momento tan importante es necesario agradecer a todos aquellos que han confiado

en mí para lograr una de las metas más importantes de mi trayectoria profesional. En

primer lugar, a mis padres y a mi hermana Rosa Elena, por tener confianza en mí incluso en

los momentos más difíciles y por ayudarme a alcanzar la mayoría de mis objetivos.

A mis tíos Guillermo, René, Rosa María y muy especialmente a mi tía Lilia por apoyarme

económicamente durante el transcurso de la carrera.

A mi Equipo “Ollín”: Rocío, Gaby, Omar, Oswaldo, por ser una gran compañía durante más

de dos años y por qué de ustedes he aprendido más que lo que yo solo hubiera cosechado

de esta hermosa carrera, jamás los olvidaré.

A “Azul Cobalto”: Sergio, Emmanuel y Luis Antonio por permitirme compartir con ustedes la

experiencia en PEMEX Refinación, la cual ha sido pieza fundamental en mi carrera

profesional.

Al Ing. José Jorge Núñez Alba, maestro, colega y amigo, y a quien debo las oportunidades

para obtener experiencia y aplicar mis conocimientos.

Al Ing. José Luis Aguirre Constantino, jefazo, maestro y amigo, agradezco todos los

consejos, las lecciones recibidas y el apoyo durante el servicio social, las prácticas

profesionales y la Estancia.

Al Ing. Héctor Pedroza Miranda, por la asesoría y el apoyo brindado para acceder a las

instalaciones de Petróleos Mexicanos, poder prestar el Servicio Social y elaborar las

prácticas profesionales.

Al Grupo Profesional Planeación y Proyectos S.A. de C.V., al Ing. José Torres Lugo y al Ing.

Jorge Sobrevilla Calvo por confiar en mí, darme la primera oportunidad en el mundo real de

medir mi capacidad y aplicar mis conocimientos en el área de Ingeniería de Procesos.

A mi asesor, M.I. José Antonio Ortíz Ramírez, por el apoyo brindado para la realización de

esta tesis.

A todos mis amigos de la Facultad de Química de la UNAM, por hacerme tan agradable el

paso por la carrera y que en una sola página no podría agradecerles a todos.

Y obviamente….

A la Universidad Nacional Autónoma de México, por darme las herramientas para atender a

las necesidades de mi país, permitirme ser uno más de sus egresados y abrirme las puertas

a una gran cantidad de oportunidades.

5

Índice

ÍNDICE

Índice……………………………………………………………………………………………………………………

5

Lista de tablas………………………………………………………………………………………………………

Lista de figuras…………………………………….………………………………………………………………

Nomenclatura, unidades y glosario…..…………………………………………………………………

Resumen………………………………………………………………………………………………………………

10

12

14

16

Introducción…………………………………………………………………………………………………………

17

1. Principios básicos del funcionamiento de separadores gas-hidrocarburos-

agua……………………………………………………………………………………………………………………

1.1. Equilibrio de fases gas-líquido…………………………………………………………...

1.2. Patrón de flujo………………………………………………………………………………………

1.3. Separación mecánica de fases fluidas…………………………………………………

1.3.1. Asentamiento por gravedad…………………………………………………

1.3.2. Cantidad de movimiento o inercia…………………………………………

1.3.3. Coalescencia……………………………………………………………………………

1.3.4. Impacto……………………………………………………………………………………

1.3.4.1. Intercepción directa………………………………………………

1.3.4.2. Difusión browniana…………………………………………………

21

22

29

35

35

37

38

39

40

41

2. Descripción del equipo de separación………………………………………………………………

2.1. Secciones funcionales del equipo de separación………………………………

2.2. Componentes del equipo de separación……………………………………………

2.2.1. Configuraciones básicas del equipo de separación………………

2.2.1.1. Separadores horizontales………………………………………

2.2.1.2. Separadores verticales……………………………………………

2.2.1.3. Separadores esféricos……………………………………………

2.2.2. Configuraciones más complejas del equipo de

separación……………………………………………………………………………….

2.2.2.1. Slug catcher……………………………………………………………

2.2.2.2. Separadores con bota para alojar

líquidos……………………………………………………………………

42

44

46

46

46

47

50

51

51

52

6

Índice

2.2.2.3. Separadores de doble barril……………………………………

2.2.2.4. Separadores centrífugos y venturi………………………

2.2.3. Internos disponibles para equipo de separación…………………

2.2.3.1. Internos de la sección de separación

primaria………………………….………………………………………

2.2.3.2. Filtros………………………………………………………………………

2.2.3.3. Eliminadores de niebla……………………………………………

2.2.3.3.1. Elementos tipo vane……………………………

2.2.3.3.2. Redes de malla y micro-fibra……………

2.2.3.3.3. Internos de tipo ciclónico……………………

2.2.3.3.4. Sistemas combinados para

eliminación de nieblas………………………

2.2.3.4. Internos auxiliares…………………………………………………

2.2.3.4.1. Rompedor de vórtice…………………………

2.2.3.4.2. Rompedor de olas………………………………

2.2.3.4.3. Placas coalescedoras…………………………

2.3. Problemas de operación………………………………………………………………………

2.3.1. Reincorporación de líquido a la fase gaseosa………………………

2.3.2. Formación de espumas…………………………………………………………

2.3.3. Formación de emulsiones……………………………………………………

2.3.4. Acumulación de sedimentos…………………………………………………

2.3.5. Llegada inesperada de acumulaciones de líquidos

(slugs)……………………………………………………………………………………

53

54

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56

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59

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67

67

68

69

70

71

3. Consideraciones en el diseño y selección del equipo de

separación…………………………………………………………………………………………………………

3.1. Información necesaria para dimensionamiento del equipo………………

3.2. Consideraciones generales en la selección del separador………………

3.2.1. Eficiencia requerida de separación………………………………………

3.2.2. Márgenes de diseño………………………………………………………………

3.2.3. Factor de dispersión………………………………………………………………

3.3. Consideraciones para el dimensionamiento del equipo de separación

3.3.1. Tiempo de residencia para la fase líquida.……………………………

3.3.2. Velocidad en el proceso de separación…………………………………

3.3.2.1. Velocidad de erosión…………….…………………………………

73

73

74

75

75

77

78

78

80

80

7

Índice

3.3.2.2. Velocidad terminal……………………………………………………

3.3.2.2.1. Cálculo del coeficiente de

arrastre…………………………………………………

3.3.2.2.2. Tamaño de las partículas a considerar

en la separación……………………………………

3.3.2.3. Velocidad crítica en eliminadores de

niebla…………………………………………………………………………

3.3.3. Caída de presión de los gases separados……………………………

81

83

87

90

92

4. Dimensionamiento del equipo de separación………………………………………………………

4.1. Dimensionamiento de separadores horizontales..............................

4.1.1. Dimensionamiento tomando en cuenta la separación gas-

líquido……………………………………………………………………………………

4.1.2. Dimensionamiento tomando en cuenta el tiempo de

residencia de los líquidos en el separador……………………………

4.1.3. Dimensionamiento tomando en cuenta la separación de dos

fases líquidas…………………………………………………………………………

4.1.3.1. Determinación del espesor de cada una de las

fases a separar………………………………………………………

4.1.3.2. Determinación del diámetro del equipo de

separación………………………………………………………………

4.1.4. Longitud entre tangentes……………………………………………………

4.2. Dimensionamiento de separadores verticales…………………………………

4.2.1. Dimensionamiento tomando en cuenta la separación gas

líquido……………………………………………………………………………………

4.2.2. Dimensionamiento tomando en cuenta el tiempo de

residencia de los líquidos en el separador…………………………

4.2.3. Dimensionamiento tomando en cuenta la separación de dos

fases líquidas…………………………………………………………………………

4.2.4. Longitud entre tangentes………………………………………………………

4.3. Incorporación de bota, mampara y colector para separación de

líquidos……………………………………………….…………………………………………………

4.4. Niveles de líquido en el equipo de separación……………………………………

4.5. Tamaños estándar de recipientes a presión………………………………………

4.6. Incorporación de eliminadores de niebla…….……………………………………

94

94

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101

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104

104

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111

114

8

Índice

4.7. Metodología de diseño…………………………………………………………………………

117

5. Aspectos del diseño mecánico del equipo de separación…………………………………

5.1. Condiciones de diseño…………………………………………………………………………

5.1.1. Presión de diseño……………………………………………………………………

5.1.2. Temperatura de diseño…………………………………………………………

5.2. Selección de materiales………………………………………………………………………

5.3. Determinación del espesor del recipiente…………………………………………

5.3.1. Esfuerzos máximos permisibles……………………………………………

5.3.2. Tolerancia a la corrosión………………………………………………………

5.3.3. Cálculo del espesor………………………………………………………………

5.4. Boquillas………………………………………………………………………………………………

5.5. Dispositivos de relevo……………………………………………………………………………

5.6. Relación L /D óptima………………………………………………………………………………

118

118

118

119

120

121

121

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127

128

128

6. Caso de aplicación………………………………………………………………………………………………..

6.1. Descripción del proceso…………………………………………………………………………

6.2. Diseño de los equipos de separación…………………………………………………….

6.2.1. Consideraciones generales de diseño…………………………………….

6.2.2. Información requerida para dimensionamiento………………......

6.2.3. Dimensionamiento de los equipos de separación…………….....

6.2.3.1. Internos……………………………………………………………………

6.2.3.1.1. Eliminadores de niebla………………………….

6.2.3.1.2. Internos de la sección de separación

primaria………………………………………………….

6.2.3.1.3. Internos auxiliares…………………………………

6.2.3.1.4. Sistema combinado de internos para

separadores de succión a compresores.

6.2.3.2. Dimensionamiento de los recipientes…………………….

6.2.3.2.1. Dimensionamiento de los separadores

horizontales con 50% de volumen

ocupado por los líquidos……………………….

6.2.3.2.2. Ajuste de niveles de líquido y reducción

del diámetro de separadores

horizontales……………………………………….….

133

133

136

136

136

139

139

139

139

140

140

141

146

149

9

Índice

6.2.3.2.3. Dimensionamiento de separadores

verticales………………………………………………

6.2.3.3. Determinación del diámetro de las boquillas…………

6.2.3.4. Cálculo de espesores………………………………………………

152

153

159

7. Conclusiones y Recomendaciones……………………………………………………………………….

166

Bibliografía……………………………………………………………………………………………………………

Tesis Universitarias……………………………………………………………………………………………..

169

172

Apéndices…………………………………………………………………………………………………………….

A.1 Factor de Compresibilidad

A.2 Densidades y gravedades específicas

A.3 Viscosidad

A.4 Caracterización de las fracciones C6+ y C7+

A.5 Separación Flash

A.6 Costo del equipo de separación

Anexos (Información complementaria del caso de aplicación)…………………………

A. Balance de materia del proceso

B. Dimensionamiento de bota para separador trifásico D-401

173

192

10

Lista de tablas

LISTA DE TABLAS

Capítulo I. Principios básicos del funcionamiento de separadores gas-hidrocarburos-agua

Tabla Descripción Página

1.1 Composición de muestras de pozos de gas (Fracción mol) 23

1.2 Efecto de la presión y la temperatura sobre las diferentes

muestras de la tabla 1.1 25

1.3 Características de los patrones de flujo horizontal 29

1.4 Características de los patrones de flujo vertical 31

Capítulo II. Descripción del equipo de separación


2.1 Secciones funcionales del equipo de separación 45

2.2 Comparativa de orientaciones de separadores 49

Capítulo III. Consideraciones en el diseño y selección del equipo de separación


3.1 Datos requeridos de la corriente de alimentación para el

dimensionamiento del equipo de separación 73

3.2 Márgenes de diseño para la capacidad del separador en

instalaciones costa afuera 76

3.3 Márgenes de diseño para la capacidad del separador en

instalaciones costa adentro 76

3.4 Factor de dispersión de fases 77

3.5 Tiempos de residencia utilizados en el diseño de separadores 79

3.6 Valores recomendados para K (Souders-Brown) 91

3.7 Ajustes para la constante K (Souders-Brown) 92

Capítulo IV. Dimensionamiento del equipo de separación


4.1 Tamaños estándar separadores verticales 112

4.2 Tamaños estándar separadores horizontales 113

Capítulo V. Aspectos del diseño mecánico del equipo de separación


5.1 Diferencia entre presión de diseño y operación 119

5.2 Tabla de referencia para selección de materiales 120

5.3 Esfuerzos máximos permisibles para metales de uso común 121

5.4 Cálculo de espesor para las diferentes partes del recipiente 123

5.5 Índice de corrosión anual para acero y aleaciones con alta

temperatura 125

5.6 Eficiencia de uniones 126

11

Lista de tablas

Capítulo VI. Caso de aplicación


6.1 Información básica para dimensionamiento de los equipos de

separación bifásicos 137

6.2 Información necesaria para dimensionamiento del equipo

separador trifásico 138

6.3 Eliminadores de nieblas utilizados en el caso 139

6.4 Internos de sección de separación primaria 139

6.5 Separador SVS 140

6.6 Restricciones de dimensionamiento para caso de aplicación 141

6.7 Restricciones de dimensionamiento para separadores

horizontales 145

6.8 Dimensiones de separadores horizontales con 50% de vol.

con líquidos 147

6.9 Ajuste de niveles para separadores horizontales 149

6.10 Dimensiones de separadores horizontales con ajuste de nivel 150

6.11 Dimensiones de separadores de succión a compresor 152

6.12 Velocidad de erosión en separadores horizontales 154

6.13 Boquillas de alimentación de separadores horizontales 155

6.14 Boquillas de alimentación de separadores verticales 156

6.15 Boquilla de salida de gas 157

6.16 Boquilla de salida de líquidos para separadores horizontales 158

6.17 Cálculo de espesores de recipientes 160

6.18 Lista de equipo de separación definitiva 162

6.19 Estimación del costo de compra de los separadores del caso

de aplicación 163

Apéndices


A.1 Coeficientes para la ecuación A.19 185

A.2 Problemas típicos de equilibrio de fases 187

A.3 Curvas de costos de las figuras A.6 y A.7 190

A.4 Factores de corrección a precios de compra de recipientes a

presión 190

A.5 Chemical Engineering Plant Cost Index 1992-2009 191

12

Lista de figuras

LISTA DE FIGURAS

Introducción

Figura Descripción Página

I.1 Cadena de proceso de los productos de la separación 18

Capítulo I. Principios básicos aplicados a los separadores gas-hidrocarburos-agua


1.1 Evolución de las corrientes provenientes de pozos de

producción de gas y crudo 21

1.2 Diagramas de fases P,T para las muestras de la tabla 1.1 24

1.3 Efecto de la presión y la temperatura en las corrientes de

gas de la tabla 1.1 26

1.4 Comportamientos retrógrados 27

1.5 Diagramas de fases para diferentes tipos de productos

petrolíferos 28

1.6 Patrones de flujo horizontal 34

1.7 Patrones de flujo vertical 34

1.8 Interacciones de una partícula inmersa en un fluido 36

1.9 Separación debida a la inercia de cada fase 38

1.10 Coalescencia de partículas 39

1.11 Intercepción directa 40

1.12 Difusión browniana 41



2.1 Secciones básicas del equipo de separación de fases 44

2.2 Separador Horizontal 47

2.3 Separador Vertical 48

2.4 Separador Esférico 49

2.5 Slug catcher 51

2.6 Separador horizontal con bota 52

2.7 Separador horizontal de doble barril 53

2.8 Separador cilíndrico ciclónico 55

2.9 Internos para la sección de separación primaria 57

2.10 Separador con elementos filtrantes 58

2.11 Interno tipo vane 60

2.12 Tamaños relativos de alambre y filamentos en mallas y

micro-fibras 61

2.13 Eliminador de nieblas tipo malla 61

2.14 Eliminador de niebla con micro-fibras 62

2.15 Interno de tipo ciclónico 63

2.16 Combinación de eliminadores de niebla 64

2.17 Rompedores de vórtice típicos 65

2.18 Rompedor de vórtice y rompeolas 66

2.19 Placas coalescedoras 67

2.20 Sistema de acumulación de arenas 71

13

Lista de figuras

Capítulo III. Consideraciones para el diseño y selección del equipo de separación


3.1 Velocidad de las partículas en el equipo de separación 83

3.2 Coeficiente de arrastre con respecto al número de

Reynolds y geometría de la partícula 84

3.3 Gráfica para la determinación del coeficiente de arrastre 85

3.4 Tamaño de partículas a remover y aplicaciones típicas de

proceso 88



4.1 Relación geométrica para determinación de área de flujo

de gas 95

4.2 Constante de diseño a partir del nivel del líquido 97

4.3 Longitud efectiva y distancia entre tangentes 102

4.4 Distancia entre tangentes en separadores verticales 108

4.5 Reducción de la eficiencia del eliminador de nieblas por

flujo excesivo 109

4.7 Perfil de velocidades disparejo 115

4.8 Sugerencias de acomodo de eliminadores de niebla 115



6.1 Diagrama de flujo de proceso para batería de separación 135

6.2 Separador D-101 164

6.3 Separador D-104 165

Apéndice


A.1 Factor de compresibilidad a partir de propiedades pseudo-

reducidas 177

A.2 Gravedad específica a diferentes temperaturas 179

A.3 Viscosidad de hidrocarburos en fase gas 180

A.4 Viscosidad cinemática de hidrocarburos en fase líquida 181

A.5 Esquema de separación de fases 185

A.6 Costos de recipientes verticales 189

A.7 Costos de recipientes horizontales 189

14

Nomenclatura, unidades y glosario

NOMENCLATURA, UNIDADES Y GLOSARIO

I. Simbología Básica

Símbolo Significado Unidades

Sección transversal/área ft2

Constante erosión API 14E [1]

Coeficiente de arrastre [1]

Diámetro inch (equipo), micras

(partículas)

Diámetro Ft

Fuerza

Aceleración de la gravedad* ft/s2

Altura, espesor de fase inch

K Constante de proporcionalidad **

Longitud Ft

N Nivel inch

Presión psi

Flujo Volumétrico ft3/s, BPD (líquidos),

MMSCFD (gas)

Constante de los gases*** psia ft3 / lbmol R Re Número de Reynolds [1]

SG ó S Densidad Específica [1]

S Esfuerzo máximo permisible psi

t Tiempo min, s

t Espesor (thickness) inch

Temperatura °F, R

Velocidad ft/s

V Volumen ft3

W Flujo Másico lb/h

Z Factor de compresibilidad [1]

Notas:

* 32.17 ft/s2

** Se utilizo K y para constantes de diseño de los eliminadores de niebla

*** 10.91 psia ft3 / lbmol R

**** Se manejo el sistema ingles de unidades, debido a que es más común en la información de varios proveedores y las ecuaciones de las referencias bibliográficas. Para propósitos de este trabajo, se tomaron como condiciones estándar: P = 14.7 Psia, T = 520 R.

15

Nomenclatura, unidades y glosario

II. Simbología Griega

Símbolo Significado Unidades

Relación entre sección

transversal ocupada por el

líquido y la total

[1]

Relación entre altura de liquido y

diámetro del equipo [1]

Diferencia de densidades lb/ft3, [1]

Viscosidad cp

Constante pi = 3.1416 [1]

Densidad lb/ft3 σ Tensión superficial N/m

Θ Factor de dispersión [1]

III. Subíndices

Símbolo Significado

d Asentamiento (Drop Settling)

e Erosión

fp Tubería de alimentación (feed

pipe)

g Fase gas

l Fase líquida

p Partícula dispersa

M Mezcla gas-líquido

o Fase hidrocarburos

w Fase acuosa

t Terminal

r Residencia (Tiempo)

ef Efectiva

op Condiciones de operación

std Condiciones estándar

ss Tangente – tangente

IV. Glosario de acrónimos

o API. American Petroleum Institute

o ASME. American Society of Mechanical Engineers

o GPSA. Gas Processors Suppliers Association

16

Resumen

RESUMEN

El presente trabajo de tesis se estructuró de la siguiente manera:

En el capítulo 1 se abordaron los principios del funcionamiento del equipo de

separación, una vez que se alcanza el equilibrio entre fases gas y líquida(s)

a las condiciones de presión y temperatura de operación, se procede a

separar las fases mediante los fundamentos de separación mecánica que se

describen en este capítulo; también se hace una breve descripción de los

diferentes patrones de flujo y la forma de predecirlos para considerarlos en

el diseño del equipo de separación.

Conocidos los principios básicos de operación del equipo de separación, en el

capítulo 2 se realiza una descripción del equipo, se consideraron las

características de los recipientes, los internos disponibles y de igual manera

se mencionan algunas ventajas y desventajas de cada uno de ellos. En este

capítulo se mencionan también los problemas de operación en los cuales

puede verse involucrado el separador.

Para lo que es el diseño del equipo, en el capítulo 3 se enumeran las

diferentes consideraciones que se habrán de tener en cuenta como manejo

de sólidos, espacio disponible, eficiencia de separación y criterios de

dimensionamiento, en base a esto se procede a la aplicación de las

ecuaciones de dimensionamiento mencionadas en el capítulo 4.

Adicionalmente, se mencionan aspectos del diseño mecánico del equipo en el

capítulo 5, condiciones de diseño, materiales de fabricación, boquillas, entre

otros. A manera de integrar los conceptos y procedimientos de

dimensionamiento mencionados anteriormente se desarrolló un caso de

aplicación en el capítulo 6. Este caso de aplicación se basa en un proceso

existente para llevar a cabo la separación de crudo, gas y agua, mediante 4

etapas de separación.

17

Introducción

INTRODUCCIÓN

La separación de fases gas y líquida (o de crudo y agua en el caso de

separadores trifásicos) en una corriente de proceso proveniente de un pozo

de recolección de gas o un pozo de extracción de crudo, es una de las

operaciones más comunes en la industria de producción y procesamiento de

hidrocarburos. Esto hace necesario contar con equipo de proceso que

permita separar las diferentes fases que componen el producto obtenido de

los pozos por los siguientes motivos:

1. Se debe separar el agua de los hidrocarburos tanto en fase líquida

como vapor ya que esta produce diversos problemas de operación

como corrosión, formación de condensados a la entrada de

compresores, presencia de burbujas en la succión de bombas de

hidrocarburos y bloqueo de válvulas e instrumentación por la

formación de hidratos de carbono.

2. Para obtener materias primas (gas y crudo) que al ser procesadas se

convierten en productos de mayor valor agregado. La cadena de

proceso para los productos obtenidos de los pozos de recolección de

crudo y gas se muestra en la figura I.1.

3. Para facilitar la operación de procesos subsecuentes, es más sencillo y

económico procesar las corrientes gas, crudo y agua por separado.

4. En tuberías de líquidos, los flujos a dos fases tienden a incrementar la

caída de presión, lo cual incrementa los costos de bombeo.

18

Introducción

Fig. I.1 Cadena de proceso de los productos de separación

El equipo de separación debe ser diseñado para trabajar en condiciones que

pueden cambiar significativamente conforme pasa el tiempo, no obstante, la

separación deberá cumplir con las especificaciones de los productos, ya que

estas no cambian o incluso pueden volverse más exigentes.

El diseño del equipo de separación comprende:

El dimensionamiento del recipiente y su espesor.

La selección de los internos ya sea:

Para incrementar la eficiencia de separación.

Evitar problemas de operación.

Facilitar la separación.

Reducir el espacio físico utilizado por el equipo.

19

Introducción

La elección de los materiales.

El dimensionamiento de boquillas de alimentación y efluentes del

equipo de separación, entre otros aspectos.

Un mal diseño puede traer como consecuencia reducciones en la producción,

producir un “cuello de botella” o la necesidad de realizar paros y

modificaciones costosas al equipo, mientras que un sobre-diseño excesivo o

flexibilidad innecesaria suelen encarecer los separadores.

Se han presentado trabajos de tesis con respecto a equipo separación de

fases previamente. El primero fue presentado en la Facultad de Química en

1963, por González y Vega, véase la referencia [h], en el se hace una

descripción del equipo y los fundamentos básicos para la separación de gas-

líquido, así como una lista de los aspectos que intervienen en el costo del

equipo.

Posteriormente, es en la Facultad de Ingeniería donde los ingenieros

petroleros retoman el tema hasta 1981, Campos Espinoza [g] e Hinojosa

Puebla [f] dan una explicación sobre el proceso de separación de crudo y

gas, las condiciones de operación que se manejan en plataformas petroleras

y el equipo requerido, de igual modo, se desarrollan los modelos de

dimensionamiento de separadores convencionales sin internos y mediante

un procedimiento empírico, Hinojosa Puebla expone como seleccionar el

número de etapas de separación con el objetivo de incrementar la

recuperación de condensados y reducir el costo de compresión del gas.

Tomando esto como base, Mendoza May [e], en 1984, utiliza los conceptos

abordados por Hinojosa Puebla para llevar a cabo la descripción física y del

funcionamiento de la batería de separación utilizada en las plataformas del

activo Cantarell.

20

Introducción

Es hasta 2000 cuando de nuevo se aborda el tema, Martínez Dávila [d]

proporciona una metodología para obtener el espesor de eliminadores de

niebla de tipo malla como los que se mencionan en el capítulo 2 de este

trabajo y Román Moreno [c], realiza la optimización de una batería de

separación, analizando todas las variables de proceso involucradas mediante

un método matricial. En 2008, Redonda Godoy [b] hace una breve

descripción de los separadores y los procedimientos de dimensionamiento de

separadores convencionales como paso previo al proceso de estabilización

de crudo, mientras que el más reciente de estos trabajos, elaborado por

Jurado Gallardo [a] en 2009 realiza la descripción de la batería de

separación en plataformas petroleras, pero a diferencia de Mendoza May [e],

la descripción incorpora los lazos de control y dispositivos de seguridad.

El objetivo general de este trabajo es exponer los aspectos principales que

se consideran en el diseño del equipo de separación utilizado en la industria

de procesamiento de gas y crudo, los conceptos que aquí se abordaron

aplican para los separadores de tipo gas-líquido, líquido-líquido y gas-crudo-

agua.

Como objetivos particulares se tienen:

Mostrar los principios básicos del funcionamiento, así como la

descripción del equipo y los internos disponibles para llevar a cabo la

separación de fases.

Mencionar las consideraciones e información necesaria que se habrán

de tomar en cuenta para llevar a cabo el diseño del equipo.

Proporcionar una metodología para llevar a cabo el diseño del equipo

de separación.

Integrar los conceptos abordados en este trabajo en un caso de

aplicación.

21

Capítulo I. Principios básicos del funcionamiento de

separadores gas-hidrocarburos-agua

CAPÍTULO I. PRINCIPIOS BÁSICOS DEL FUNCIONAMIENTO DE

SEPARADORES GAS-HIDROCARBUROS-AGUA

Los fluidos obtenidos de los pozos de producción de gas y crudo, son

mezclas heterogéneas con múltiples componentes, entre ellos hidrocarburos,

agua y partículas sólidas, cada uno de ellos con diferente densidad,

presiones de vapor y características físicas propias.

Conforme asciende la corriente a procesar desde el fondo del pozo (figura

1.1), donde se tienen condiciones de alta presión y temperatura, se

experimentan reducciones de presión y temperatura considerables, lo cual

produce cambios en las características de la corriente. De igual manera,

durante este trayecto, las inclinaciones en la tubería, cambios de dirección,

el paso a través de accesorios o válvulas producen un mezclado de las fases

que componen la corriente de proceso, la fase líquida suele contener

burbujas de gas inmersas en ella así como la fase gaseosa suele acarrear

partículas de líquido.

Fig. 1.1 Evolución de las

corrientes provenientes de

pozos de producción de gas y

crudo (Referencia [22])

22



1.1 Equilibrio de fases gas-líquido

Comprender el equilibrio de las fases gaseosa y líquida es fundamental en el

diseño del equipo de separación. Una fase es una porción de materia,

compuesta por una o más sustancias, la cual tiene propiedades (color,

densidad, viscosidad, textura, estado de agregación) uniformes en toda su

extensión.

En un equipo de separación como los que se describen en este trabajo, se

tienen fases fluidas (gases/vapores y líquidos), poder predecir la presencia

de estas fases y sus propiedades se hace necesario ya que de ello depende

el grado de separación.

La mejor forma de conocer el comportamiento de una mezcla a diferentes

condiciones de presión y temperatura es mediante mediciones

experimentales para cada mezcla gas/vapor-líquido con la que se habrá de

trabajar, sin embargo esto lleva tiempo y tiene un costo significativo.

Actualmente ya se cuenta con bastante información y modelos que permiten

predecir el comportamiento de las fases y determinar las propiedades de

cada una de las fases que componen las mezclas heterogéneas.

En mezclas gas-líquido, se alcanza la condición de equilibrio cuando la

velocidad de condensación de las partículas en la fase gaseosa es igual a la

velocidad de vaporización de las partículas en la superficie del líquido. Una

mezcla líquido-gas se puede separar cuando se ha alcanzado la condición de

equilibrio a determinado valor de presión y temperatura. En la práctica

alcanzar una combinación exacta de valores de estas variables para que la

operación de un equipo de separación esté en un solo punto de equilibrio es

imposible, no obstante una vez definidas las condiciones deseadas, se busca

operar el equipo en las condiciones más cercanas a las de equilibrio

deseado.

23



La forma más sencilla y práctica de analizar estos sistemas es mediante los

diagramas de fases, obtenidos a partir de correlaciones de datos

experimentales y de las variables típicas involucradas en el equilibrio de

fases:

Composición

Presión

Temperatura

La composición de una corriente de proceso es la variable que determina las

propiedades de cada una de las fases que se habrán de separar y la

proporción de los componentes de la mezcla en cada una de ellas,

generalmente esto se realiza mediante análisis por cromatografía, curvas de

destilación o técnicas similares.

En la siguiente tabla se muestran tres muestras típicas de gas en fracción

mol:

Tabla 1.1 Composición de muestras de pozos de gas (Fracción mol)

Componente A B C

C1 0.7144 0.7001 0.7354

C2 0.1509 0.1503 0.1503

C3 0.0480 0.0742 0.0120

i-C4 0.0104 0.0104 0.0087

C4 0.0344 0.0343 0.0273

i-C5 0.0096 0.0096 0.0036

C5 0.0114 0.0114 0.0045

C6 0.0092 0.0063 0.0104

C7+ 0.0115 0.0034 0.0478

Nota: Con fines demostrativos, para la fracción de C7+ se tomaron las propiedades de n-

heptano.

24



El diagrama de fases correspondiente a cada una de las muestras se

encuentra en la figura 1.2, en el apéndice A.5 se muestra el procedimiento

para obtener la envolvente de las mismas.

Fig. 1.2 Diagramas de fases P, T para las muestras de la tabla 1.1

La zona que se encuentra por dentro de las envolventes, son las condiciones

de presión y temperatura en las cuales se tendrá una mezcla líquido-gas. Se

indican las líneas correspondientes a las temperaturas de burbuja, en la cual

la primera burbuja de gas se desprende del líquido, a temperaturas

inferiores la mezcla se encuentra completamente en fase líquida; del mismo

modo se indican las líneas correspondientes a las temperaturas de rocío, a

temperaturas mayores la mezcla se encuentra completamente en fase gas.

Los puntos donde se juntan las líneas de punto de rocío y burbuja son los

25



puntos críticos y arriba de ellos las propiedades tanto de la fase gas como de

la fase líquida son muy similares por lo que distinguir dos fases por separado

suele ser muy complicado.

La proporción de cada una de las fases en una mezcla gas-líquido depende

de que tan cerca se esté del punto de rocío o de burbuja, se puede hacer un

cálculo de separación flash para estimar esta proporción (apéndice A.5). Los

efectos de la presión y la temperatura en la recuperación de condensados se

pueden apreciar en la siguiente tabla y las gráficas de la figura 1.3, en ella

se ven los barriles de líquido separado a las condiciones de operación por

cada millón de pies cúbicos de gas proveniente del pozo.

Tabla 1.2 Efecto de la presión y la temperatura sobre las diferentes muestras de la

tabla 1.1 (Datos de simulación con HYSYS Ver. 3.2)

A

P[Psia] 900

BP/MMSCF 178.6 163.2 149.3 136.4 124.4 113.0 102.1 91.6 81.4 71.5 61.9 52.5

T[°F] 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110

P[Psia] 400

BP/MMSCF 106.5 98.6 90.8 83.2 75.8 68.4 61.2 54.0 47.1 40.3 33.7 27.2

B

P[Psia] 900

BP/MMSCF 195.9 177.0 159.5 143.0 127.1 111.8 96.8 82.2 67.9 54.1 40.7 27.9

T[°F] 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110

P[Psia] 400

BP/MMSCF 107.3 97.0 86.7 76.8 66.5 56.5 46.8 37.3 28.3 20.0 12.3 5.3

C

P[Psia] 900

BP/MMSCF 163.5 154.1 146.0 138.8 132.4 126.5 121.0 115.8 110.9 106.1 101.3 96.6

T[°F] 0 10 20 30 40 50 60 70 80 90 100 110

P[Psia] 400

BP/MMSCF 114.9 110.6 106.7 102.9 99.3 95.8 92.3 88.9 85.4 81.8 78.1 74.1

26



Fig. 1.3 Efecto de la presión y la temperatura en las corrientes de gas de la tabla

1.1

Se puede ver claramente que incrementos de presión y disminuciones en la

temperatura permiten incrementar la cantidad de condensados.

En algunos casos se pueden tener comportamientos retrógrados, esto quiere

decir que ante aumentos de temperatura y reducciones en la presión se

obtiene mayor cantidad de condensados, es por ello que a la hora de definir

las condiciones de operación del separador es muy importante conocer el

diagrama de fases, ya que esto repercute directamente en las

especificaciones de los productos del separador.

27



Fig. 1.4 Comportamientos retrógrados (Referencia [2])

De acuerdo a la composición y al tipo de crudo o gas se pueden tener

variaciones en el diagrama de fases debidas principalmente a la cantidad de

hidrocarburos pesados, la figura 1.5, muestra los cambios que se pueden

dar en la forma del diagrama de fases de acuerdo al tipo de producto

petrolífero.

La presencia de agua de igual manera produce variaciones y diferencias en

las temperaturas de burbuja y de rocío de la mezcla gas-líquido.

28



Fig. 1.5 Diagramas de fases para diferentes tipos de productos petrolíferos

(Referencia [2])

Es importante saber las condiciones de presión y temperatura en que se

está trabajando para tener una idea de la cantidad de líquido que se

removerá, y en base a esto, poder determinar las propiedades de cada una

de las fases de las mezclas gas-líquido las cuales serán utilizadas para el

dimensionamiento del equipo de separación.

En el apéndice se proporcionan nomogramas y aproximaciones para estimar

la viscosidad y de la densidad de las fases líquida y gas.

29



1.2 Patrón de flujo

Cuando se tiene una corriente con una mezcla de fases líquida y gaseosa, la

corriente de alimentación al equipo de separación puede presentarse en la

forma de neblinas, flujo estratificado, flujos intermitentes, entre otros.

Esto depende principalmente de la velocidad a la que se mueve cada una de

las fases, las propiedades de cada una de ellas y las características de la

tubería en la cual se transporta (longitud, diámetro, posición

horizontal/vertical, inclinación).

Existen diferentes tipos de patrón de flujo, cada uno con características en

particular:

Tabla 1.3 Características de los patrones de flujo horizontal (Referencia [22])

Flujo Horizontal

Segregados (separados)

Estratificado

A bajas velocidades de

flujo de ambas fases,

ocurre una completa

separación marcada por

una interfase definida entre

la fase líquida y gas la cual

es prácticamente uniforme.

Ondulatorio

Cuando se incrementa la

velocidad del gas se tiene

la formación de olas en la

interfase las cuales se

desplazan en la misma

dirección del flujo. La

amplitud de las olas es

notable, sin embargo, no

cubren por completo el

área transversal de la

tubería, es común observar

películas de líquido en las

paredes de la tubería

conforme pasan las olas.

30



Anular

Si la velocidad de la fase gas

es mayor que la del líquido,

este tiende a formar una

película en el perímetro de la

tubería con mayor espesor en

el fondo que en la parte

superior. En la interfase se

presenta la formación de

oleaje pequeño, si se aumenta

el flujo del gas, se seca la

parte superior de la tubería y

cambia el patrón a flujo

ondulatorio.

Intermitentes

Slug

En este patrón, el líquido

forma olas las cuales alcanzan

a cubrir casi por completo la

sección transversal de la

tubería, al mismo tiempo, se

observa que burbujas de gas

se internan dentro del líquido,

favoreciendo el crecimiento del

oleaje, este patrón de flujo es

indeseable ya que produce

inestabilidad y vibraciones.

Plug

Cuando se tienen flujos

elevados de gas, el líquido es

barrido por burbujas alargadas

de gas, lo que ocasiona que se

mueva el líquido formando

tapones de modo intermitente.

Distribuidos

Burbuja

Cuando se tiene la fase

gaseosa en proporción menor

y desplazándose a bajas

velocidades, las burbujas

tienden a acumularse en la

parte superior del tubo dado

que son de menor densidad.

Disperso/Niebla

Al contrario del flujo con

burbujas, cuando la fase

líquida se presenta en menor

proporción, el gas se mueve a

altas velocidades arrastrando

el líquido prácticamente en su

totalidad y dividiéndolo en

partículas de menor tamaño a

su paso, lo cual forma

neblinas.

31



Tabla 1.4 Características de los patrones de flujo vertical

(Referencia [22])

Flujo Vertical

Segregado

Anular

En flujo vertical, el gas

fluye a una velocidad tal

que el líquido se adhiere a

las paredes del tubo, el

arrastre del gas genera que

se formen olas de alta

frecuencia y corta amplitud

sobre la interfase, al

mismo tiempo, se alcanza

a incorporar parte del

líquido al gas en forma de

niebla. Dada su estabilidad,

es el patrón de flujo

deseado en tuberías

verticales.

Intermitentes

Slug

Dado que el líquido se ve

influenciado a descender por

su propio peso, las burbujas

de gas que se encuentran

inmersas tienden coalescer y

forman burbujas de mayor

tamaño y con una

distribución de velocidad de

tipo parabólico, estas

burbujas son conocidas como

burbujas de Taylor (en forma

de bala), las cuales están

separadas por

acumulaciones de líquido.

Plug (Churn)

Este patrón de flujo puede

considerarse como la

transición del flujo de tipo

Slug al anular, se forma

debido a que el peso del

fluido y el esfuerzo

cortante actúan en

diferentes direcciones, lo

que produce inestabilidad

en el flujo, este patrón de

flujo no es deseable ya que

se pueden provocar daños

a los sistemas de tuberías.

32



Tabla 1.4 Características de los patrones de flujo vertical (Continuación)

(Referencia [22])

Distribuidos

Burbuja y disperso

En este caso se tienen

burbujas dispersas en el

interior del líquido las

cuales son de un tamaño

bastante más pequeño que

el diámetro de la tubería.

También se da el caso

inverso, donde se tienen

pequeñas partículas de

líquido inmersas en el gas.

Se han presentado diferentes correlaciones y mapas de flujo basados en

evidencia empírica que permiten determinar el patrón de flujo predominante

en una mezcla gas-líquido en movimiento.

Cuando se dimensionan tuberías conviene manejar más de un mapa como

aproximación al patrón de flujo que se está determinando, de tal manera

que se puedan detectar patrones de flujo intermitentes, también se pueden

generar mapas de patrones de flujo para casos particulares mediante

mediciones experimentales. Estrictamente hablando, los mapas de patrones

de flujo son solo aplicables a tuberías de una longitud considerable y con dos

fases en equilibrio, sin embargo si la longitud de la tubería es más larga que

el valor de diez veces su diámetro, ya se tiene una determinación aceptable

del patrón de flujo.

Para propósitos de este trabajo en los que se tienen que hacer

consideraciones de diseño con respecto al flujo, sobre todo si se tienen

patrones intermitentes, se manejarán los mapas que se muestran en las

figuras 1.6 y 1.7, presentados en la referencia [27], las coordenadas

33



requieren conocer los siguientes parámetros adimensionales, la masa

velocidad o las velocidades de ambas fases:

(1.1)

(1.2)

Las propiedades de referencia para estas expresiones son las siguientes:

La masa velocidad de cada una de las fases se determina de acuerdo a las

siguientes expresiones:

(1.3)

(1.4)

Calculadas las coordenadas, se procede a buscar en el mapa el patrón de

flujo que corresponde a la corriente que se está analizando, conviene tomar

en cuenta tanto la orientación en vertical como en horizontal.

34



Fig. 1.6 Patrones de flujo horizontal (Referencia [27])

Fig. 1.7 Patrones de flujo vertical (Referencia [27])

35



La transición entre patrones de flujo es gradual, por lo cual los límites que se

muestran en las gráficas no deben indicar que el cambio de un patrón de

flujo a otro es instantáneo si cambian las condiciones de flujo.

La ventaja de los diferentes mapas es que no son tan sensibles ante cambios

en las propiedades de los fluidos involucrados y la geometría de la tubería

utilizada para transportar el fluido, lo cual permite utilizarlos en un amplio

intervalo de condiciones de flujo, propiedades físicas y diámetros de tubería

de alimentación a los equipos de separación.

1.3 Separación Mecánica de Fases Fluidas

Cuando se tienen dos o más fases que coexisten en determinadas

condiciones de presión y temperatura, se procede a llevar a cabo la

separación mecánica de estas. La separación mecánica de fases se basa en

los siguientes aspectos:

Asentamiento por efecto de la fuerza de gravedad

Coalescencia

Cantidad de Movimiento o Inercia

Impacto

Para que se lleve a cabo la separación, se debe tomar en cuenta al menos el

primero de los tres aspectos antes mencionados, de igual modo, las fases a

separar deben ser inmiscibles entre sí y con diferente densidad.

1.3.1 Asentamiento por gravedad

Considerando una partícula esférica suspendida en un fluido, se tienen

presentes las interacciones indicadas en la siguiente figura:

36



Fig. 1.8 Interacciones de una partícula inmersa en un fluido

El balance de fuerzas para la partícula, tomando como referencia el eje

vertical, es entonces:

(1.5)

(1.6)

(1.7)

De acuerdo al principio de Arquímedes, se puede expresar el peso de la

partícula suspendida en un medio con densidad como:

37



(1.8)

La fuerza ejercida por el gas sobre la partícula es directamente proporcional

a la cantidad de movimiento del fluido en el que está inmerso

multiplicada por un coeficiente de arrastre, el cual depende de la turbulencia

del medio expresada por el número de Reynolds de la fase continua:

(1.9)

Una partícula de líquido suspendida en una fase fluida, asentará solo si la

fuerza de gravedad que actúa sobre esta es mayor que el arrastre ejercido

por la fase fluida.

1.3.2 Cantidad de movimiento o inercia

Dos fases fluidas con diferente densidad tienen diferente cantidad de

movimiento o inercia. Si una corriente a dos fases cambia de dirección

rápidamente, la fase menos densa cambiara su dirección sin problema

alguno, no obstante la fase más densa mantendrá la misma dirección, esto

debido a la diferencia de densidades y por consecuencia de la inercia de

cada fase, haciendo que se lleve a cabo la separación mediante el impacto

de la fase más densa con una superficie (placa o alambre) dentro del equipo

de separación como se muestran en las figuras 1.9 y 1.10.

38



Fig. 1.9 Separación debida a la inercia de cada fase (Referencia [23])

1.3.3 Coalescencia

Las partículas más pequeñas, como las que forman neblinas, son difíciles de

separar únicamente por efecto de la aceleración de la gravedad, esto debido

a que el arrastre del gas es mayor que el peso de la partícula. Estas

partículas pueden coalescer o unirse formando partículas de mayor tamaño y

masa, en cuanto el peso de estas es mayor al arrastre del gas, es posible

llevar a cabo la separación.

39



Fig. 1.10 Coalescencia de partículas (Referencia [23])

1.3.4 Impacto

Cuando las partículas son muy pequeñas, de apenas unas cuantas micras, es

difícil que el asentamiento por gravedad sea suficiente para que se pueda

dar la separación de fases. Los dispositivos conocidos como eliminadores de

niebla aprovechan fuerzas adicionales al balance de fuerzas o proporcionan

superficies sobre las cuales se lleva la separación mediante alguno de los

siguientes mecanismos:

Intercepción directa

Difusión browniana

40



1.3.4.1 Intercepción directa

En el caso de partículas de diámetros aproximados de 0.3 a 1 micra, estas

no contienen la suficiente inercia para que ante un cambio en la dirección del

flujo se dé la separación, no obstante aunque se tenga arrastre de la

partícula por el gas, algunas de las líneas de flujo están lo suficientemente

cerca de la superficie del interno eliminador de niebla para que la partícula

se adhiera a esta y sea capturada.

Fig. 1.10 Intercepción directa (Referencia [23])

41



1.3.4.2 Difusión browniana

Las partículas de 0.3 micras y más pequeñas presentan movimientos

aleatorios producidos por las colisiones con las moléculas del gas, conocidos

como movimientos brownianos. Aunque no haya flujo de gas, estos

movimientos permiten que las partículas de este tamaño sean capturadas

por el eliminador de niebla. Las partículas se trasladan desde las líneas de

flujo hacia la superficie del eliminador de niebla donde la concentración de

partículas de líquido es prácticamente nula.

La difusión browniana se ve favorecida por gradientes de concentración y

bajas velocidades de flujo de gas.

Fig. 1.11 Difusión browniana (Referencia [1])

42


CAPÍTULO II. DESCRIPCIÓN DEL EQUIPO DE SEPARACIÓN

Dado que se cuenta con gran variedad de equipos de separación G/L, L/L y

G/L/L, los siguientes términos manejados por la especificación API-12J

(referencia [6]) son aceptados generalmente para su descripción:

Separador. Es el nombre asignado a los tanques utilizados en las

instalaciones de procesamiento para separar agua, crudo y gas de las

corrientes de proceso, algunos operadores acostumbran a llamar a

estos equipos “Trampas de líquido” cuando la corriente a separar

proviene directamente de pozos productores de gas.

Un separador es Bifásico si permite separar una mezcla líquido-gas o

líquido-líquido, mientras que un separador es Trifásico si permite

realizar la separación gas-líquido y adicionalmente permite separar los

hidrocarburos del agua que componen la fase líquida.

Se acostumbra llamar al equipo Separador Convencional, si consta

únicamente de un tanque que aloja la mezcla a procesar el tiempo

necesario para efectuar la separación de fases, o Separador de Alta

Eficiencia si cuenta con internos que permiten incrementar el grado de

separación.

Depurador (Scrubber). Es un separador más eficiente que los

separadores convencionales utilizado para remover pequeñas

partículas de líquido dispersas en una fase gaseosa. Utilizados

comúnmente en la succión de compresores, en unidades de lavado de

gases con glicol o amina y también corriente abajo de la salida de

separadores convencionales donde se pudieran arrastrar o condensar

líquidos. Este tipo de separadores manejan relaciones gas/líquido muy

elevadas y partículas con diámetros muy pequeños.

43


Deshidratador (Knock out). Es un separador el cual maneja dos

categorías:

Tanque TLKO (Total Liquid Knock out). Equipo bifásico que

permite separar el gas a alta presión (cercana a 3000 psig) de

las corrientes líquidas de hidrocarburos y agua.

Tanque FWKO (Free Water Knock out). Equipo trifásico que

permite separar la mezcla de gas e hidrocarburos líquidos del

agua, fluidos provenientes del pozo de producción, el gas y los

hidrocarburos son enviados a procesamiento, mientras que el

agua es enviada a disposición de residuos.

Adicionalmente en la referencia [12] maneja los siguientes términos para

referirse a dos tipos de equipos de separación:

Slug Catcher. Es un diseño específico de equipo capaz de separar

grandes volúmenes de líquido presentes en corrientes gaseosas con

intervalos irregulares. Utilizados comúnmente en los sistemas de

recolección de gas, consisten principalmente en tanques con

dimensiones amplias o arreglos con gran cantidad de tubos que

permiten controlar patrones de flujo intermitente.

Tanque Flash. Utilizado para separar las corrientes de gas generado

tras la reducción de presión ocasionada por una válvula de expansión.

44


2.1 Secciones funcionales del equipo de separación

Aunque los separadores son diferentes en forma y tamaño, se suelen

apreciar cuatro secciones principales en común para todos ellos, estas

secciones se ilustran en el siguiente diagrama:

Fig. 2.1 Secciones básicas del equipo de separación de fases

(Referencia [12])

45


Tabla 2.1 Secciones funcionales del equipo de separación

Sección Descripción

Sección de separación primaria

En esta sección es donde se separa la mayor

cantidad de líquido, compuesto por las

partículas de mayor tamaño. La corriente de

entrada al separador es una mezcla

moviéndose con alta velocidad y flujo

turbulento, por lo que la cantidad de

movimiento o momentum de la mezcla que

se alimenta al equipo es muy alta también.

En la sección de separación primaria se

absorbe gran parte del momentum de la fase

líquida, ya sea cambiando la dirección del

flujo de la mezcla líquido vapor mediante un

codo o forzándola a chocar con una

superficie, de este modo puede iniciar la

separación de fases.

Sección de recolección de líquidos

Localizada en el fondo del recipiente, esta

sección alberga los líquidos recolectados

provenientes de la sección de separación

primaria, así mismo, provee del tiempo de

residencia necesario para que el gas que se

pudiera encontrar inmerso en el líquido

pueda desprenderse de esta fase y salir

hacia la sección de asentamiento por

gravedad, en el caso de separadores

trifásicos, es en esta sección donde se lleva

a cabo la separación de dos fases líquidas.

Se puede tener más de un compartimento

para líquidos si se manejan mamparas, si se

incorpora una bota o un segundo barril como

en las configuraciones que se verán más

adelante.

Sección de asentamiento por gravedad

En esta sección, la velocidad del gas

disminuye y las partículas más pequeñas de

líquido que se encuentran dispersas en la

corriente gaseosa y que no se pudieron

eliminar en la sección de separación

primaria, caen por efecto de la gravedad

hacia la sección de recolección de líquidos,

esta sección se debe dimensionar para

remover partículas desde 100 hasta 140

micras, estas partículas son indeseables ya

que podrían sobrecargar el eliminador de

niebla a la salida del separador.

46


Tabla 2.1 Secciones funcionales del equipo de separación (Cont.)

Sección Descripción

Sección de extracción de niebla

Antes de abandonar el separador, la

corriente de gas atraviesa una sección de

coalescencia o de eliminación de nieblas, en

esta sección se comúnmente utilizan

elementos coalescedores, los cuales proveen

de un área amplia para promover la

coalescencia de las partículas más pequeñas

de líquido, por lo general menores a 100

micras, las partículas de líquido al entrar en

contacto con la superficie del elemento

coalescedor y formar partículas de mayor

masa, caen por efecto de la aceleración de la

fuerza de gravedad hacia la sección de

recolección de líquidos.

2.2 Componentes del equipo de separación

2.2.1 Configuraciones básicas del equipo de separación

Los separadores son diseñados y construidos en forma horizontal, vertical,

esférica y en algunas configuraciones más complejas, cada una de ellas con

sus propias ventajas y limitaciones.

2.2.1.1 Separadores horizontales

Los separadores horizontales generalmente se operan con la mitad del

volumen ocupado por los líquidos separados, lo que permite mantener el

tamaño de la superficie de interfase gas-líquido al máximo.

47


Fig. 2.2 Separador Horizontal (Referencia [1])

2.2.1.2 Separadores verticales

Los separadores verticales suelen ser utilizados para corrientes con una

relación gas/líquido alta (por ejemplo, gases prácticamente secos o con una

mínima cantidad de líquidos en forma de niebla) y cuando se tiene la

presencia de sólidos en la corriente a procesar, algunos diseños incluyen un

cono para el manejo de arenas y lodos.

48


Fig. 2.3 Separador Vertical (Referencia [1])

La tabla 2.1 presenta una comparativa de la aplicación, ventajas y

desventajas de las configuraciones vertical y horizontal de los separadores.

49


Tabla 2.2 Comparativa de orientaciones de separadores

Configuración Horizontal Vertical

Aplicación

a) Se va a procesar una mezcla

con una relación gas/líquido

baja a moderada.

b) Se tienen crudos que pueden

formar espumas.

c) Se manejan altos volúmenes

de gas o de líquidos.

d) Es la opción más

recomendada para

separadores trifásicos.

a) Se requiere un control de

nivel más sencillo.

b) Se sabe que se tendrá la

presencia de sólidos como

lodos, arenas, grasas o

parafinas.

c) Cuando se manejan

flujos, de líquido y gas,

bajos como carga al

separador.

d) Cuando se tiene un

espacio reducido para

colocar el separador.

Ventajas

a) Es más fácil su instalación.

b) Es más sencillo acomodar los

internos.

c) Presenta mayor volumen

para reducir la turbulencia de

los líquidos y reducir la

formación de espumas.

a) El control de nivel es más

sencillo.

b) Se cuenta con toda la

sección transversal para

el flujo de gases a través

del separador.

c) Requiere menor superficie

física para su instalación.

d) Tienen mayor capacidad

de manejo de sólidos.

Desventajas

a) La limpieza del equipo es más

complicada.

b) El control de nivel es más

crítico.

c) Se tiene una menor sección

transversal disponible en la

sección de asentamiento por

gravedad para que el gas

atraviese, lo que hace

necesario un mayor diámetro

para que el gas se desplace a

una velocidad menor a la

velocidad terminal de las

partículas de líquido que se

desean separar (como se

verá en el capítulo 3).

d) Es más fácil que se acumulen

parafinas y arena.

a) Es más costoso que un

separador horizontal en

las mismas condiciones

de operación.

b) La instalación del

separador e

instrumentación son más

complicadas.

50


2.2.1.3 Separadores Esféricos

Originalmente, los separadores esféricos fueron planeados pensando en

aprovechar las ventajas de los separadores horizontales y verticales, en

especial su tamaño compacto, no obstante, su aplicación es poco común en

las instalaciones de procesamiento de gas dado que son equipos de difícil

operación, aunque presentan poca caída de presión y su tamaño es

reducido, difícilmente contienen el oleaje, facilitan la reincorporación de

líquidos a la corriente de gas separado y su manufactura es muy complicada.

Fig. 2.4 Separador Esférico (Referencia [1])

51


2.2.2 Configuraciones más complejas del equipo de separación

2.2.2.1 Slug Catcher

El Slug Catcher es un tipo de separador utilizado en las tuberías de

recolección de gas y está diseñado para manejar grandes volúmenes de gas

y olas o picos de líquido (slugs) en intervalos regulares.

Las líneas de recolección de gas están diseñadas para transportar gas

únicamente y la presencia de líquidos suele provocar caídas de presión

considerables, haciendo necesaria la limpieza de la tubería mediante diablos,

los líquidos barridos por el diablo son manejados por el siguiente equipo

corriente abajo, los separadores utilizados para este fin son conocidos como

Slug Catchers.

Fig. 2.5 Slug cátcher (Referencia [1])

52


2.2.2.2 Separadores con bota para alojar líquidos

Los separadores con bota:

a) Si son separadores bifásicos agregan un volumen adicional utilizado

como la sección de recolección de líquidos, esto incrementa el área de

flujo de los gases o vapores y reduce la reincorporación de líquidos al

gas. Estos separadores son utilizados con mezclas gas/líquido con

relaciones gas/líquido muy altas.

b) En separadores trifásicos, los líquidos fluyen hacia la bota que funciona

como la sección de separación líquido-líquido, cuando la fase más

densa tiene de 15 a 20% en peso de los líquidos totales se recomienda

utilizar un separador con bota [24].

Fig. 2.6 Separador horizontal con bota (Referencia [1])

53


2.2.2.3 Separadores de doble barril

Los separadores de doble barril son utilizados cuando se tienen flujos de gas

amplios y líquidos en una proporción muy baja. Con un segundo barril como

acumulador de líquidos se tiene un mayor control de nivel de líquido y al

igual que en el separador bifásico con bota se tiene una mayor sección

transversal para el flujo de gas.

A diferencia de los separadores de barril simple, los separadores de doble

barril tienen mejor capacidad de manejo de oleaje y tolerancia a la

incrustación de arenas y parafinas dado que la sección de separación por

gravedad y la sección de recolección de líquidos se encuentran separadas.

Se restringe su uso a algunas aplicaciones como protección de compresores,

separador previo a absorbedores de glicol, entre otros, ya que su costo

inicial es más alto.

Fig. 2.7 Separador horizontal de doble barril (Referencia [1])

54


2.2.2.4 Separadores centrífugos y venturi

Los separadores cilíndricos centrífugos (CCS por sus siglas en ingles),

funcionan bajo el principio de que la separación de las partículas líquidas

inmersas en un gas se da mediante la imposición de una fuerza radial o

centrífuga en ellas, la cual, varía desde 5 veces la fuerza de gravedad sobre

las partículas de líquido a separar, en las unidades con mayor diámetro,

hasta 2 500 veces la fuerza de gravedad en las unidades de diámetro más

pequeño. Estos separadores constan principalmente de una boquilla que

permite alimentar la mezcla de forma tangencial al cuerpo principal del

separador, donde la mezcla adquiere un movimiento radial y las partículas

de líquido impactan directamente con las paredes del separador.

Este tipo de separadores presentan las siguientes ventajas:

a) No tienen partes móviles.

b) Requieren poco mantenimiento.

c) Son muy compactos, requieren poco espacio.

d) Prácticamente no presentan problemas debido al movimiento.

e) Son más económicos que los separadores con tecnología convencional.

Sin embargo, presentan las siguientes desventajas:

a) Son muy sensibles a cambios en el flujo de alimentación, por lo cual su

intervalo de operación es muy reducido.

b) Presentan caídas de presión más elevadas que las configuraciones

antes mencionadas.

55


Fig. 2.8 Separador cilíndrico ciclónico (Referencia [1])

Al igual que los separadores centrífugos, los separadores Venturi permiten

que las partículas de líquido se puedan coalescer agregando fuerzas

adicionales a la mezcla líquido-gas. El separador Venturi promueve la

aceleración lineal del gas a través de un trayecto determinado mediante un

fluido motriz. Este tipo de separadores han tenido bastante aceptación en lo

que se refiere a lavado de gases que contienen partículas sólidas, permiten

remoción de partículas de un 98 % a 99.8 %, al mismo tiempo su tamaño

igual que en el caso de los separadores cilíndricos es bastante compacto.

Estos separadores, sin embargo, se vuelven imprácticos al necesitar de un

fluido motriz y a que producen una caída de presión muy elevada en la

corriente de proceso, lo cual impacta en los costos de operación si es

necesario recomprimir el gas separado.

56


2.2.3 Internos disponibles para equipo de separación

2.2.3.1 Internos de la sección de separación primaria

La función de las placas de choque (generalmente placas planas o discos

cóncavos) y los codos en la alimentación al separador, utilizados en los

separadores gas-líquido y separadores trifásicos, es proveer un cambio en la

dirección de flujo de la mezcla gas-líquido a procesar y al mismo tiempo

comenzar con la separación de ambas fases aprovechando el momentum de

la fase líquida.

Como se mencionó en el capítulo 1, dado que la cantidad de movimiento que

trae cada una de las fases que componen la alimentación es diferente, la

fase de menor densidad (fase gaseosa) cambia de dirección sin problema

alguno, mientras que la fase más densa (fase líquida) no responde de igual

forma al cambio en la dirección del flujo impactándose contra la superficie

del recipiente a la salida del codo o directamente con la mampara de choque

cayendo hacia la sección de recolección de líquidos. En el caso de

separadores trifásicos, la placa de choque o el codo desvía el flujo de tal

manera que la mezcla líquido-gas entre al separador por debajo de la

interfase agua-hidrocarburo, mientras que en los separadores bifásicos se

acostumbra alimentar la mezcla líquido gas por arriba de la interfase.

El único limitante que presentan las placas es que tanto la misma placa

como los soportes deben ser capaces de resistir el impacto de las partículas

de líquido a altas velocidades, lo cual produce erosión.

La ventaja que presenta manejar codos es que estos producen una menor

turbulencia disminuyendo la posibilidad de que se reincorpore líquido a la

fase gaseosa o que se formen emulsiones, sin embargo, estos accesorios

corren el riesgo de bloquearse.

57


Figura 2.9 Internos de la sección de separación primaria (Referencias [1], [12])

Algunos separadores en vez de manejar codos o placas desviadoras utilizan

un interno tipo ciclónico, vane o diseños más robustos para la sección de

separación primaria del separador, son diseños cuyos detalles de

dimensionamiento, instalación y fabricación deben ser consultados con los

proveedores.

2.2.3.2 Filtros

La filtración consiste en hacer pasar una corriente de proceso a través de un

medio poroso, estrictamente hablando, este término se aplica a la

separación de partículas sólidas dispersas en un fluido, sin embargo, en la

industria de procesamiento de gas la filtración hace referencia a la remoción

de partículas tanto de sólidos como líquidos en un gas.

Al igual que en las placas de choque, las partículas de líquido se impactan

sobre la superficie del elemento filtrante, por coalescencia se forman

partículas de mayor tamaño y estas se separan de la fase gaseosa, en el

capítulo 1 se mencionan a detalle los principios de separación mecánica que

aplican a estos separadores.

58


Los filtros más comunes son los filtros de cartucho, conforme los poros del

elemento filtrante se van bloqueando, la caída de presión aumenta indicando

que es necesario limpiar o reemplazar el cartucho. En la práctica, se

manejan filtros con capas de materiales porosos (como tierras diatomáceas)

o los filtros con discos metálicos y sistemas de autolimpieza.

Los equipos de separación con elementos filtrantes son muy eficientes,

alcanzando una remoción de partículas desde 1 hasta ½ micra

prácticamente al 100%, son ampliamente utilizados cuando la separación

por coalescencia o por gravedad no garantiza la remoción deseada de

partículas, cuando se tienen relaciones gas-líquido muy elevadas y cuando

se requiere separación de partículas sólidas.

Los separadores que manejan internos de este tipo operan en forma

intermitente debido a que se requiere remplazar o darle mantenimiento

periódico al elemento filtrante.

Fig. 2.10 Separador con elementos filtrantes (Referencia [1])

59


2.2.3.3 Eliminadores de niebla

Aparte de los filtros, hay diferentes tipos de internos utilizados para remover

las partículas de líquido más pequeñas dispersas en un gas en la forma de

niebla.

Los eliminadores de niebla que funcionan por impacto inercial (capítulo 1)

son el tipo más común de estos dispositivos dado que manejan un equilibrio

entre eficiencia, intervalos de operación, caída de presión y costo de

instalación.

2.2.3.3.1 Eliminadores tipo vane

El interno tipo vane consiste en un laberinto formado por una serie de placas

paralelas con colectores de líquido, en las cuales, el gas cambia de dirección

varias veces, las gotas que pudieran estar inmersas en el gas se impactan

contra las placas del interno y caen hacia el colector. Los colectores cuentan

con un tubo el cual lleva el líquido hacia el fondo del separador.

El espacio entre los internos y la cantidad de placas proporciona diferentes

grados de separación, sin embargo, se debe tener cuidado ya que podría

incrementarse la caída de presión, a diferencia de los eliminadores de malla

y micro-fibras, pueden manejar sólidos dispersos, sin embargo debe evitarse

esta situación dado que se pueden erosionar las paredes del interno. Este

tipo de internos es utilizado en aplicación con posibilidad de bloquear

eliminadores de niebla como ciclónicos, mallas o micro-fibras, sin embargo,

no se recomienda si la presión de operación excede de 1000 libras ya que se

reduce enormemente su eficiencia.

60


Los internos de tipo vane se elaboran por lo general de acero inoxidable, lo

que permite manejar servicios con agentes corrosivos.

Fig. 2.11 Interno tipo vane (Referencia [12])

2.2.3.3.2 Redes de malla y micro-fibras

Este tipo de eliminadores de niebla permiten llevar a cabo la remoción de las

partículas de líquido más pequeñas, algunas de ellas incluso menores a 10

micras, esto mediante los mecanismos indicados en el capítulo 1. Tanto las

redes como las micro-fibras consisten en arreglos de alambres cruzados o

con eslabones, estos proporcionan superficies amplias sobre las cuales se

puede depositar el líquido que pudiera traer el gas previó a salir del equipo

de separación.

La diferencia entre la malla y la micro-fibra se encuentra en el diámetro de

los alambres o filamentos que las componen, la figura 2.16 permite ver una

relación del tamaño de estos filamentos y las partículas que se pueden

separar, cabe destacar que el área superficial proporcionada por la

microfibra es hasta 150 veces mayor, no obstante, este eliminador es de los

más caros al mismo tiempo que es más susceptible a bloquearse.

61


Fig. 2.12 Tamaños relativos de alambre y filamentos en mallas y micro-fibras

(Referencia [23])

Fig. 2.13 Eliminador de niebla tipo malla (Referencia [23])

62


Fig. 2.14 Eliminador de niebla con micro-fibras (Referencia [23])

2.2.3.3.3 Internos de tipo ciclónico

Los internos de tipo ciclónico, utilizados como eliminadores de niebla o en la

sección de separación primaria, hacen que la mezcla gas-liquido que se

alimenta al equipo de separación se desplace en movimiento circular. La

fuerza centrifuga que se origina tiende a llevar las gotas de líquido que

pudieran estar inmersas en el gas hacia las paredes del ciclón. Generalmente

se alimenta la mezcla en forma tangencial siguiendo un movimiento en

espiral hacia abajo, debido a su menor densidad, el movimiento del gas es

ascendente manteniendo su movimiento de rotación, el cual hace que las

partículas de líquido choque con las paredes del interno.

63


Fig. 2.15 Interno de tipo ciclónico

Estos internos son fáciles de dimensionar, en algunos casos, por su reducido

tamaño, el número de ciclones es directamente proporcional al flujo de gas,

consecuencia del diámetro del equipo de separación, cuando se manejan

ciclones de mayor dimensión, el diámetro del ciclón y su altura dependen del

volumen de gas que se maneje y el número de vueltas que este dé al

interno.

2.2.3.3.4 Sistemas combinados para eliminación de niebla

Cuando se tienen aplicaciones en las cuales se requiere una alta eficiencia de

separación, por ejemplo en tambores de succión a compresores, suele

instalarse más de un eliminador de niebla a manera de aprovechar las

ventajas de los diferentes tipos de internos (ciclónico, de malla o vane).

Uno de los arreglos más comunes es el de tipo malla seguido de un interno

de tipo vane, en el cual se aprovecha la alta eficiencia de separación de la

malla, y dado que el interno de tipo vane puede manejar sólidos y partículas

de mayor tamaño, se reduce la posibilidad de sobrecargar de líquidos y

reducir la eficiencia de la malla. Un arreglo puede ser tan complejo como se

64


necesite, por ejemplo, hay arreglos en los cuales se manejan una malla, un

interno de tipo ciclónico y terminando con una segunda red o incluso una red

de microfibra, sin embargo, estos arreglos suelen encarecer el equipo e

incrementan la caída de presión.

Fig. 2.16 Combinación de eliminadores de niebla (Referencia [23])

2.2.3.4 Internos Auxiliares

2.2.3.4.1 Rompedor de vórtice

El líquido que sale del separador por la boquilla de salida tiende a formar

vórtices o torbellinos, lo que puede provocar que salga gas a través de la

salida de los líquidos. Los separadores horizontales generalmente están

equipados con rompedores de vórtice, los cuales previenen que se forme el

vórtice si la válvula de control de nivel se encuentra abierta.

Existen diferentes tipos de placas rompe vórtices, algunas de ellas se

ilustran en la siguiente figura:

65


Fig. 2.17 Rompedores de vórtice típicos (Referencia [9])

2.2.3.4.2 Rompeolas

En separadores horizontales que se ubican sobre instalaciones flotantes,

puede ser necesario instalar rompeolas. Las olas son resultado del

movimiento producido por el líquido que ingresa al separador o por la

oscilación de la instalación. Los rompeolas no son más que placas perforadas

colocadas de manera perpendicular al flujo en la sección de recolección de

líquidos, las placas o mamparas permiten abatir cualquier oleaje producido

por el líquido que ingresa al separador.

Las olas producidas en el separador, aparte de reincorporar líquido en el gas

que se está procesando, afecta la medición de los controles de nivel, por lo

cual no debe permitirse el oleaje en el interior del equipo separador. Las

placas rompeolas suelen colocarse a uno y dos tercios del espacio entre

tangentes. Pueden manejarse placas perforadas o placas planas con espacio

para que fluyan los líquidos tanto por arriba como por debajo de ella.

66


Fig. 2.18 Rompedor de vórtice y rompeolas

2.2.3.4.3 Placas coalescedoras

En algunos diseños suelen manejarse placas de tal manera que se facilite la

separación de dos fases líquidas, estas placas permiten incrementar el

tamaño de las partículas de la fase dispersa reduciendo el tiempo necesario

para que se lleve a cabo la separación, al mismo tiempo reducen la

turbulencia del fluido evitando que se vuelvan a mezclar las fases y se

complique la separación.

Sin embargo, no se recomienda su uso a menos de que se requiera

disminuir drásticamente el tiempo de residencia de la mezcla y los costos de

operación, ya que son fácilmente afectadas en su desempeño por la

acumulación de grasas, parafinas y arenas.

67


Fig. 2.19 Placas coalescedoras (Referencia [1])

2.3 Problemas de operación

2.3.1 Reincorporación de líquido a la fase gaseosa y burbujas en la salida de

líquidos

El acarreo de líquidos ocurre cuando hay líquido presente en la corriente de

gas que sale del separador y puede indicar un nivel muy alto de líquido,

daño de los internos, espuma, mal diseño, líquidos obstruyendo los internos

o la boquilla de salida, un flujo de mezcla gas-líquido que excede la

capacidad de diseño, entre otros problemas, es conveniente instalar un

dispositivo de control en caso de alto nivel de líquido (10-15% sobre el nivel

máximo permitido) en la corriente de alimentación al separador.

La salida de líquidos con burbujas del separador es otro problema que puede

estar relacionado con bajo nivel de líquido, vórtices o fallo en el control de

nivel. Esto impone una situación de riesgo, si hay una falla en el control de

nivel y está abierta la válvula de drene de líquidos, el siguiente equipo

corriente abajo tendría que lidiar con gases, a menos que este equipo

68


prevenga esta situación, se tendría una sobrepresión en el mismo. Al igual

que en el caso de alto nivel, se recomienda instalar un sensor por bajo nivel

que detenga el flujo salida de líquidos del equipo cuando se tenga un nivel

de líquido por debajo del nivel mínimo permitido (10-15%).

2.3.2 Formación de espumas

La formación de espumas se da cuando el crudo contiene impurezas, a parte

del agua congénita; una de las impurezas más comunes que promueven la

formación de espuma es el CO2. La presencia de espuma no es un problema

siempre y cuando el diseño del separador garantice el tiempo de residencia

necesario para que esta se rompa, no obstante, la espuma puede traer los

siguientes inconvenientes:

a) Se dificulta el control de nivel, sobre todo si se tienen medidores de

nivel mecánicos, ya que se tiene que lidiar con más de dos fases

líquidas en el caso de separadores trifásicos o más de una interfase en

el caso de separadores bifásicos.

b) Dado que la espuma tiene una relación volumen-peso muy alta, la

espuma suele ocupar mucho del espacio disponible para las secciones

de recolección de líquidos y la sección de asentamiento por gravedad,

lo cual hace necesario un mayor volumen del equipo.

La tendencia a formar espumas suele medirse mediante diversas pruebas

como la ASTM D-892, la cual debe ser realizada por compañías

especializadas. Aunque no se puede determinar con exactitud la cantidad de

espuma generada o la dificultad para romperla, se puede esperar la

presencia de espuma si se tiene CO2 en pequeñas cantidades (1-2%). En

69


algunos casos suelen manejarse aditivos para romper las espumas, sin

embargo, debe tenerse cuidado en la selección de estos cuando las

características de la corriente de alimentación cambia constantemente.

2.3.3 Formación de emulsiones

En el caso de separadores trifásicos, es común que la separación de dos

fases líquidas se vea limitada debido a la formación de emulsiones. Una

emulsión es una mezcla agua-crudo que no es posible separar por gravedad

únicamente, cuando el crudo es una fase continua, se tienen partículas de

agua dispersas en el crudo. Existen casos en los cuales el agua se comporta

como fase continua con partículas de crudo dispersas.

Aunque ambas fases son prácticamente inmiscibles entre sí, la agitación y la

presencia de materiales orgánicos e inorgánicos, hacen que se forme una

película entre las dos fases que impide la coalescencia de las partículas de la

fase dispersa.

Una emulsión puede romperse en cuestión de minutos si se le da el

tratamiento adecuado, sin embargo, hay emulsiones que sin tratamiento

pueden tardar desde semanas hasta meses en romperse. La estabilidad de

una emulsión depende de diversos factores:

El tamaño de las partículas de la fase dispersa

Presencia de agentes emulsificantes

La diferencia de las densidades de ambas fases que componen la

emulsión

La salinidad de la mezcla

Viscosidad de ambas fases

Tensión superficial

Tiempo que tiene la emulsión de haberse formado

70


Con el tiempo se puede tener acumulaciones de materiales emulsificados en

la interfase entre crudo y agua, lo cual aparte de producir efectos negativos

en el control de nivel, reduce el tiempo de residencia de las fases líquidas

teniendo efecto en la eficiencia de separación de estas. La forma más común

de atacar este problema de operación es mediante la adición de químicos

desemulsificantes o calor.

2.3.4 Acumulación de sedimentos

Los principales sedimentos que suelen acumularse en los equipos de

separación son parafinas y arena.

Los extractores de nieblas conformados por redes o mallas suelen taparse

debido a la acumulación de parafina (ceras). Cuando se tiene la posibilidad

de que se dé este problema, conviene pensar en manejar internos de tipo

centrífugo o vane para la sección de extracción de niebla así como mantener

los líquidos que se acumulen por arriba de la temperatura de precipitación

de parafinas.

En el caso de arenas, estas pueden acumularse en el fondo de los

recipientes, tapar los internos del separador y las válvulas, lo que además de

imponer una situación riesgosa, hace necesario que se tengan que utilizar

válvulas con internos especiales.

Este tipo de acumulaciones se pueden eliminar inyectando vapor o agua de

tal manera de suspender los sedimentos cuando se realiza el drenado del

equipo de separación. En el caso de separadores verticales, cuando se sabe

que la presencia de arena es inevitable, se puede manejar un fondo en

forma de cono a manera de evitar la acumulación de arenas. El cono

generalmente se maneja en ángulos de 45° a 60°, ya sea como placas

dentro del recipiente o como parte de la misma estructura del separador, de

71


ser en el interior del equipo, debe colocarse una columna igualadora de

presión para evitar problemas por diferencias de presión en el recipiente.

El bloqueo de los internos de equipos de separación es un problema que se

debe considerar en el diseño, aunque se debe hacer lo posible por evitar la

acumulación de sedimentos, se deberá procurar manejar el mínimo de

trampas para sólidos.

Fig. 2.20 Sistema de acumulación de arenas (Referencia [1])

2.3.5 Llegada inesperada de acumulaciones de líquidos (slugs)

Cuando se tiene flujo a dos fases en tuberías, es común tener pequeños

puntos en los cuales se acumulen líquidos, si estas acumulaciones son lo

suficientemente considerables como para tapar el flujo de gas, el gas

tendera a empujar el líquido en forma de slug (véanse patrones de flujo

intermitente en el capítulo 2).

72


Las situaciones en las cuales se tenga la posibilidad de tener presencia de

este patrón de flujo, deben ser consideradas en el diseño del separador,

proporcionando suficiente espacio entre los indicadores de alto y bajo nivel,

así como espacio para acomodar el líquido que llegue de repente, de lo

contrario, se activará constantemente el paro por alto nivel de líquido.

Si se sabe que se tendrá este problema, se deberá tener en cuenta:

a) Un volumen de diseño para la llegada de picos u olas, así el separador

deberá se podrá tener mayor control del nivel normal de operación.

b) Suficiente espacio para garantizar el flujo de gas, incluso teniendo el

separador hasta el nivel máximo de líquido, ya que esto podría hacer

que la sección de asentamiento por gravedad no operara a toda su

capacidad ya que la velocidad del gas sería de mayor magnitud.

En el caso de separadores verticales es más sencillo ajustar el volumen, si

ya se tiene dimensionado el equipo, haciendo más alto el separador.

Cuando el volumen de los picos u olas de líquido ya es de dimensiones

considerables, conviene manejar un arreglo de tuberías aguas arriba del

equipo de separación, diseñado para estar vació en condiciones normales de

operación y para llenarse de líquido cuando lleguen las olas, es el diseño

típico del slug catcher como el que se mostró en la sección 2.2.2.1.

73

Capítulo III. Consideraciones en el diseño y selección del

equipo de separación

CAPÍTULO III. CONSIDERACIONES EN EL DISEÑO Y SELECCIÓN DEL

EQUIPO DE SEPARACIÓN

Diseñar un separador no es una ciencia exacta, no obstante, es una de las

operaciones unitarias más comunes en la industria de procesamiento de gas

y crudo, por ello, se requiere tomar en cuenta la mayor cantidad de

consideraciones para obtener un separador que sea funcional y económico.

La forma correcta de realizar el dimensionamiento de un separador es contar

con suficiente información de campo y que esta sea lo más objetiva posible.

3.1 Información necesaria para dimensionamiento del equipo

La tabla 3.1 presenta la información mínima requerida para el

dimensionamiento del equipo de separación a la presión y temperatura

definida para operación, en los apéndices se mencionan procedimientos

simplificados para la estimación de estos datos a partir de las características

de la corriente de alimentación:

Tabla 3.1 Datos requeridos de la corriente de alimentación para el

dimensionamiento del equipo de separación

Fase Gaseosa Fase Líquida

ρg = Densidad del gas

µg = Viscosidad de gas

Qg = Flujo volumétrico de gas

Z = Factor de compresibilidad

ρl = Densidad del líquido

µl = Viscosidad del líquido

Ql = Flujo volumétrico de líquido

74



Además de los datos antes mencionados, conviene saber el patrón de flujo,

tendencias a formar espumas o emulsiones y si se cuenta con sólidos

dispersos o impurezas como parafinas, grasas o arenas.

3.2 Consideraciones generales en la selección del separador

Previo a dimensionar el separador, conviene tomar en cuenta los siguientes

factores:

¿Qué tan confiable es la información proporcionada en las bases de

usuario?

¿Qué especificaciones deberán cumplir los productos entregados por el

separador?

¿Cómo se manejarán materiales extraños (lodos, arena, productos de

corrosión, etc.) y que tanta tolerancia a la incrustación se tendrá?

¿Cuánto espacio se tendrá proyectado para colocar el equipo de

separación?

¿En el caso de separadores trifásicos, se cuenta con suficiente

volumen en el equipo para realizar la separación de las fases líquidas?

¿Se requerirá instalación de removedores de sólidos o medios de

calentamiento?

¿Qué espacio será necesario para eliminar gases disueltos en el líquido

separado?

En caso de tener slugs, ¿Cómo se manejaran los cambios repentinos

en los niveles de líquido?

¿Se requiere gran volumen de residencia para los líquidos?

¿Cómo se instrumentará el separador, que tipo de controles se

manejaran y que tan fácil será el acceso a estos?

75



3.2.1 Eficiencia requerida de separación

La eficiencia requerida de separación varía de acuerdo a la aplicación del

separador y a la operación posterior a la que se someterán las corrientes

separadas de gas y líquido (crudo y agua si se trata de un separador

trifásico), por ejemplo, un separador corriente arriba de un compresor

requiere una eficiencia de separación elevada dado que podría verse dañado

este equipo con la presencia de líquidos, no obstante hay otras operaciones

en las que un separador sin internos (como los utilizados en los

quemadores), es más que suficiente.

La eficiencia de separación se define en separadores gas-líquido como:

(3.1)

Para separadores líquido-líquido, o trifásicos se puede definir una eficiencia

de separación de manera análoga para cada fase por separado.

La eficiencia de separación es altamente dependiente la cantidad de líquido

que entra al equipo de separación y de la distribución del tamaño de

partículas que pueden estar contenidas dentro del gas, por lo que si la

cantidad de líquido que se alimenta o el tamaño de partículas son muy

pequeños, se pueden tener eficiencias de separación aparentemente bajas.

3.2.2 Márgenes de Diseño

Para determinar la máxima alimentación a los equipos de separación, es

necesario aplicar factores en base a los flujos normales observados y que

serán procesados, generalmente se toma de referencia las instalaciones

donde se utilizará el separador.

76



Tabla 3.2 Márgenes de diseño para la capacidad del separador en instalaciones

costa afuera

Márgenes de Diseño

Separadores que manejan producción por elevación natural

En la misma plataforma 1.2

Proveniente de otras plataformas o pozos en

aguas poco profundas

1.3

Provenientes de otras plataformas o pozos

en aguas profundas

1.4

Separadores que manejan producción por elevación artificial

En la misma plataforma 1.4

Proveniente de otra plataforma o pozo 1.5

Tabla 3.3 Márgenes de diseño para la capacidad del separador en instalaciones

costa adentro

Márgenes de Diseño

Instalaciones Costa Adentro

Separadores que manejan producción por elevación natural

En valles y llanos 1.2

En países montañosos 1.3

Separadores que manejan producción por elevación artificial

En valles y llanos 1.4

En países montañosos 1.5

En refinerías e instalaciones de la industria petroquímica los márgenes de

diseño utilizados se encuentran en el intervalo de 1.15 a 1.25.

Este margen de diseño permite incorporar un volumen adicional al equipo

de separación, esto ya que, como se verá posteriormente, si se tuviera un

incremento en el nivel de líquidos, se vería reducida el área de flujo para los

gases, lo que produce un incremento en la velocidad de flujo de gases

disminuyendo el asentamiento por gravedad. En caso de tener patrones de

77



flujo intermitentes, se proporciona espacio suficiente para acomodar y evitar

cambios repentinos en el nivel de líquidos, a su vez, se tiene un tiempo para

que los operadores puedan intervenir en forma manual para controlar los

niveles de líquido en el equipo de separación de ser necesario.

3.2.3 Factor de dispersión

A diferencia de mezclas gas-líquido, cuando se tienen dos fases líquidas, en

ocasiones suele tenerse problema en definir quién es la fase dispersa o quien

es la fase continua. Para ello conviene hacer un análisis del factor de

dispersión definido de la siguiente manera:

(3.2)

En base a los valores del factor de dispersión se puede observar lo siguiente:

Tabla 3.4 Factor de dispersión de fases (Referencia [10])

Factor de dispersión Dispersión de fases

< 0.3 La fase ligera está dispersa

0.3 – 0.5 La fase ligera es más probable que este dispersa

0.5 – 2.0 No hay distinción de fase dispersa o continua, se

diseña para el caso más problemático

2.0 – 3.3 La fase pesada es más probable que este dispersa

> 3.3 La fase pesada está dispersa

78



3.3 Consideraciones para el dimensionamiento del equipo de

separación

3.3.1 Tiempo de Residencia para la fase líquida

Alcanzar la condición de equilibrio entre líquido y vapor, así como la

separación entre fases líquidas en el equipo de separación no es una acción

instantánea, por lo cual es necesario que los líquidos permanezcan alojados

dentro del equipo durante cierto tiempo.

El tiempo de residencia se define como el tiempo promedio que una

molécula se encuentra retenida dentro de un recipiente asumiendo flujo

tapón (en ingles “plug flow”), y se calcula de la siguiente manera:

(3.3)

En las aplicaciones mencionadas en la literatura se puede encontrar que

para separadores bifásicos, tiempos de residencia de 3 minutos son

suficientes en diversas aplicaciones, en el caso de separadores trifásicos y

separadores líquido-líquido, se acostumbra a manejar tiempos de residencia

de 10 a 30 min para la fase acuosa; se deben considerar mayores tiempos

de alojamiento de líquidos si se tienen casos con posibilidad de formación de

emulsiones o espuma debido a la presencia de CO2 , la siguiente tabla puede

ser utilizada como referencia:

79



Tabla 3.5 Tiempos de residencia utilizados en el diseño de separadores

(Referencia [12])

Líquidos Tiempo de residencia recomendado

Tipo de Crudo

Condensados

ligeros 2 a 5 min

Crudo Ligero

(30 – 40 °API) 5 a 7.5 min

Crudo de Media

(20-30°API) 7.5 a 10 min

Crudo Pesado

(Menor a 20

°API)

Arriba de 10 min

Notas:

1) En caso de alta concentración de CO2, manejar un tiempo

de residencia mínimo de 5 min.

2) En caso de tener presente una emulsión, incrementar los

tiempos de residencia en un factor de 2 a 4.

Hidrocarburos/

Agua

Mayor a 35° API 3 a 5 min

Menor a 35 °

API

100 °F 5 a 10 min

80 °F 10 a 20 min

60 °F 20 a 30 min

Etilenglicol / Hidrocarburos 20 a 60 min

Amina / Hidrocarburos 20 a 30 min

Solución Cáustica / Propano 30 a 45 min

Solución Cáustica / Gasolina

Pesada 30 a 90 min

80



3.3.2 Velocidad en el proceso de separación

La velocidad a la cual se mueven los fluidos dentro del equipo de separación

y sus internos es el factor más importante a considerar, ya que de esta

dependen las dimensiones de los mismos. Tomando en cuenta el balance de

fuerzas que actúan sobre las partículas de líquido inmersas en un gas o en

otro líquido se pueden desarrollar ecuaciones que permitan calcular la

velocidad de asentamiento y, conociendo el flujo de alimentación al equipo,

determinar la sección transversal del separador, como se mostrará en el

capítulo 4.

3.3.2.1 Velocidad de Erosión

Las principales causas del desgaste de tuberías y equipo de proceso para el

manejo de fluidos se pueden atribuir a erosión y corrosión. Una mezcla gas-

líquido puede ocasionar vibraciones y erosión en la tubería, accesorios y

equipo a través del cual se transporta. La siguiente expresión tomada de la

práctica recomendada API 14E permite establecer una velocidad límite para

la alimentación del fluido al equipo de separación, de esta manera se reduce

el efecto del desgaste por erosión incrementando la vida útil de la tubería.

(3.4)

En esta expresión ve está expresada en ft/s y la densidad es calculada en

lb/ft3, se recomienda utilizar la siguiente ecuación para el cálculo de la

densidad:

(3.5)

81



Se debe tener precaución en el manejo de unidades, P en psia, T en R, S es

la densidad específica de cada una de las fases de la mezcla gas-líquido (Sl

= 1 que corresponde a la densidad específica del agua a 60 °F, si se tiene

una mezcla líquida de hidrocarburos y agua, se deberá promediar

ponderando en base a la proporción, Sg = 1 para aire a condiciones

estándar). R es la relación gas-líquido expresada en ft3/barril a condiciones

estándar.

C es una constante empírica la cual tiene valores registrados, para fluidos

que no contienen sólidos se considera C= 100 si el servicio es continuo y C=

125 para servicio intermitente; cuando no se tiene prevista la corrosión o

esta es controlada utilizando una aleación o mediante el manejo de

inhibidores de corrosión, el valor de C se maneja en el intervalo de 150 a

200 en servicio continuo, valores arriba de 250 se manejan de manera

satisfactoria cuando se tiene servicio intermitente. Generalmente si se sabe

de la presencia de contaminantes como CO2 o de cualquier medio que

favorezca la erosión se deben manejar valores para C arriba de 100, sin

embargo para casos en específicos se recomienda un estudio más específico

a manera de que la vida útil de tubería, equipo y accesorios no se vea

reducida considerablemente.

3.3.2.2 Velocidad terminal

La velocidad con la que una partícula, ya sea sólida o líquida, se asentará en

un fluido es obtenida a partir del balance de las fuerzas que actúan sobre la

partícula. Como se mencionó en el capítulo 1, una partícula se asentara

solamente si su peso es mayor que el arrastre del gas, sustituyendo los

términos de (1.7), (1.8) y (1.9) en (1.5):

82



(3.6)

A régimen permanente:

(3.7)

De ahí:

(3.8)

Por lo que la velocidad con la que se moverá la partícula en dirección vertical

a régimen permanente, conocida como Velocidad Terminal se define como:

(3.9)

Con .

Una partícula inmersa en una fase fluida, se asentará en el fondo del equipo

de separación con una velocidad menor o igual a su velocidad terminal, esto

quiere decir que la velocidad a la cual se debe mover la fase continua en el

interior del separador deberá ser menor que la velocidad terminal o de

asentamiento de las partículas inmersas en ella.

83



Fig. 3.1 Velocidad de las partículas en el equipo de separación (Referencia [9])

En el caso de separadores líquido-líquido, se utilizan los mismos principios

de diseño que se manejan para los separadores gas-líquido, no obstante son

flujos con mucha menor velocidad y dado que la diferencia en densidades es

considerablemente más pequeña, la separación es más complicada.

3.3.2.2.1 Cálculo del coeficiente de arrastre

Un problema que se tiene en la ecuación (3.8) se encuentra en la

determinación del valor del coeficiente de arrastre. Se puede llevar a cabo el

cálculo a detalle, o como se verá en los siguientes párrafos, se pueden

aprovechar condiciones límite para simplificarlo. De la ecuación (3.9) se ve

que la velocidad con la que asentará la partícula es vt, como se mencionó en

la sección anterior, se requiere información del coeficiente de arrastre, el

cual es función del número de Reynolds.

Para este caso se considerará que tenemos partículas de fluido esféricas, por

lo que la definición del número de Reynolds que se manejará es:

84



(3.10)

Se ha encontrado que el valor del coeficiente de arrastre para esferas en

función del número de Reynolds presenta el siguiente comportamiento:

Fig. 3.2 Coeficiente de arrastre con respecto al número de Reynolds y geometría

de la partícula (Referencia [13])

Dado que el cálculo número de Reynolds y la Velocidad Terminal son

simultáneos, se requiere con un algoritmo para una solución mediante

iteraciones. En la referencia [12] se propone la siguiente correlación para

evitar la necesidad de un método numérico para encontrar el valor del

coeficiente de arrastre. Sea la abscisa de la figura 3.3:

85



(3.11)

El coeficiente de arrastre entonces se puede leer directamente en la figura

3.3.

Fig. 3.3 Gráfica para la determinación del coeficiente de arrastre (Referencia [9])

En ambas gráficas se puede ver que el coeficiente de arrastre adquiere un

comportamiento prácticamente lineal a bajos números de Reynolds,

mientras que conforme se incrementa el valor del número de Reynolds se

encuentra una asíntota, este comportamiento permite definir condiciones

límite, las cuales permiten simplificar los cálculos, no obstante no sustituyen

al cálculo detallado mediante iteraciones.

Como se puede apreciar en la figura 3.2:

86



A bajos números de Reynolds el coeficiente de arrastre adquiere un

valor de:

(3.12)

Con altos números de Reynolds (a partir de Re= 500) el coeficiente de

arrastre tiende a un valor de:

(3.13)

Sustituyendo (3.10) y (3.12) en (3.9) se obtiene la llamada ley de newton,

la cual se utiliza para describir el movimiento de partículas de tamaños

relativamente amplios (mayores a 1000 micras):

(3.14)

De igual modo, sustituyendo la ecuación (3.10) y (3.13) en (3.9), se obtiene

el comportamiento descrito por la ley de Stokes, esto ya que a números de

Reynolds bajos (Re< 2) hay una relación lineal entre el coeficiente de

arrastre y el inverso del número de Reynolds que corresponde a un

comportamiento de flujo laminar:

87



(3.15)

Hay una zona, en la gráfica de la figura 3.2 en la cual no aplican la ley de

Newton ni la de Stokes, buena parte de las aplicaciones de separación gas-

líquido en instalaciones de producción se encuentran en este margen, se

puede calcular el coeficiente de arrastre ya sea con la gráfica de la figura 3.3

o mediante la ecuación (3.16) para calcular la velocidad de asentamiento

mediante la ecuación (3.8):

(3.16)

3.3.2.2.2 Tamaño de las partículas a considerar en la separación

El tamaño de las partículas depende en gran medida de la fuente de origen o

de la aplicación que genera las partículas líquidas dispersas en una fase

fluida ya sea líquida o gas. Cuando se diseña un equipo separador, se

recomienda tener información sobre la distribución de las partículas a

remover o seleccionar un diámetro adecuado de acuerdo a las necesidades

del proceso.

La figura 3.5 muestra diferentes tamaños de partículas, el tipo de internos

utilizados en la separación de estas y los procesos típicos en los que se les

puede encontrar.

88



Fig. 3.4 Tamaño de partículas a remover y aplicaciones típicas de proceso

(Referencia [16])

Un cabello humano, a manera de hacer una comparación, tiene un tamaño

aproximado de 50 a 200 micras, las partículas que el ojo humano a simple

vista puede alcanzar a distinguir oscilan en un tamaño de 10 a 40 micras.

En lo que respecta al equipo de separación gas-líquido, en la sección de

separación primaria, la mampara deflectora, codo o interno por lo general

remueve partículas mayores a 150 micras, variando de acuerdo a la relación

gas-líquido y al patrón de flujo.

89



La siguiente sección del separador, la de asentamiento por gravedad, suele

dimensionarse para remover partículas en el intervalo de 100 a 140 micras y

mayores.

En el caso de tanques Knock-Out para tiro de venteo y quemadores se busca

remover partículas de 300 – 500 micras formadas por hidrocarburos, las

cuales de llegar al quemador, podrían producir una lluvia de partículas

encendidas capaces de llegar hasta la base del quemador. Estos separadores

no manejan eliminadores de nieblas, ya que de bloquearse podrían

representar un riesgo de seguridad, no obstante, conviene saber que si un

separador se dimensiona para remover partículas de 500 micras o menos

habrá suficiente espacio para colocar un eliminador de nieblas.

Los eliminadores de niebla, por su parte, garantizan la remoción de

partículas de diferentes tamaños con eficiencias cercanas al 100%, las

cuales dependen del proveedor. Los tamaños de partícula de acuerdo al

mecanismo mediante el que remueven las partículas, mencionados en el

capítulo 1, van de 1 a 10 micras por impacto inercial, de 0.3 - 1 micra por

intercepción directa y las menores a 0.3 micras por difusión browniana.

En la separación de dos fases líquidas, se debe tener en cuenta una de dos

posibilidades: remoción de agua en dispersa en hidrocarburos o remoción de

hidrocarburos en agua. La velocidad terminal de la separación de dos fases

líquidas se analiza mediante la ley de Stokes (ecuación 3.15), se puede ver

que dadas las diferencias entre viscosidades, aproximadamente la viscosidad

del petróleo es de 5 a 20 veces la del agua, es más fácil remover

hidrocarburos dispersos en agua que agua dispersa en hidrocarburos, en

esta situación, se toma en cuenta el caso más crítico que es la remoción de

agua.

90



El tamaño de partículas a considerar para la remoción de agua en aceite es

de 500 micras, no obstante con crudos pesados donde la viscosidad es

mayor, se acostumbra a diseñar tomando en cuenta la remoción de

partículas de 1,000 micras y mayores. Aunque no es común, si se requiere

remover hidrocarburos dispersos en agua, el tamaño de partículas a

considerar es de 200 micras.

3.3.2.3 Velocidad crítica en eliminadores de niebla

Los separadores en los cuales se requiere limitar la cantidad de internos y

que se diseñan para llevar a cabo la separación mediante asentamiento por

gravedad son dimensionados tomando en cuenta las consideraciones de la

sección 3.3.2.2.

Dos de las ecuaciones utilizadas en el dimensionamiento de los eliminadores

de niebla son la ecuación de velocidad crítica o correlación de Souders –

Brown, y la misma ecuación pero en términos de la masa velocidad del gas.

(3.17)

(3.18)

El factor K, conocido también como factor de carga de vapores, se puede

considerar como una velocidad efectiva de funcionamiento del interno,

generalmente los valores de K son tomados de un sistema agua-aire y

corregidos mediante las densidades de los fluidos. La ecuación (3.18) es

91



obtenida al multiplicar ambos lados de la igualdad por la densidad del gas y

haciendo C = 3600 K. Para separadores horizontales con una longitud mayor

a 10 pies se recomienda manejar el ajuste siguiente de las ecuaciones

(3.17) y (3.18) ya que en este tipo de separadores el arrastre del gas no

está directamente en contra de la fuerza de gravedad.

(3.19)

(3.20)

Los valores de K dependen del interno eliminador de niebla que se vaya a

manejar y del proveedor que lo proporcione. Existen bastantes fuentes de

información sobre el valor de K, el GPSA engineering data book y algunos de

los catálogos de proveedores manejan valores como los que se indican en la

tabla.

Tabla 3.6 Valores recomendados para K (Souders-Brown)

Valores típicos para interno tipo Malla

Flujo Horizontal 0.35

Flujo Vertical 0.42

Valores típicos para interno tipo Vane

Flujo Horizontal 0.50

Flujo Vertical 0.65

De acuerdo a la aplicación y a la presión de operación, la GPSA se

recomienda ajustar el valor de la constante K de diseño multiplicando por los

valores indicados en la siguiente tabla:

92



Tabla 3.7 Ajustes para la constante K (Souders-Brown)

Presión de operación (Psig)

Atmosférica 100

150 90

300 85

600 80

1150 y mayor 75

Aplicación

Soluciones de glicol o amina 60 - 80

Succión de compresores y turbinas 70 – 80

Separadores sin eliminadores de niebla 50

Para una estimación rápida, la ecuación de velocidad crítica puede utilizarse

para dimensionar un equipo de separación sin internos tomando como

referencia un valor de un medio de K en internos de tipo malla. En el caso

de sistemas combinados, donde se tiene más de un tipo de interno, se

pueden encontrar valores de K que cumplen con la eficiencia de separación

requerida.

3.3.3 Caída de presión de los gases separados

Dado que hay fricciones en el interior del equipo de separación, se debe

considerar que habrá una reducción en la presión de salida de los gases

recuperados. Las consideraciones que se habrán de tener son:

Fricciones con los internos

El cambio en los diámetros y por ende en la energía cinética de los

fluidos

93



La caída de presión por el cambio en la velocidad de los gases se puede

calcular con la siguiente expresión.

(3.21)

A esto deben sumarse las fricciones con los internos. La caída de presión

depende del tipo de interno, material, en el caso de internos de tipo vane, el

ángulo y espacio entre las placas y en internos de tipo malla el volumen

vacío entre los filamentos.

Aproximadamente, estos internos tienen caídas de presión que van desde 1

a 10 pulgadas en columna de agua, cada proveedor proporciona gráficas o

ecuaciones para estimar la caída de presión en función del flujo de gases, la

presión de operación del separador y las propiedades del gas.

94


CAPÍTULO IV. DIMENSIONAMIENTO DEL EQUIPO DE SEPARACIÓN

4.1 Dimensionamiento de separadores horizontales

En las siguientes secciones se presenta una referencia inicial para

determinar el diámetro, longitud efectiva y distancia tangente a tangente de

la sección de asentamiento por gravedad del separador, pueden

complementarse de acuerdo al criterio del diseñador o en base a las

recomendaciones y requerimientos de espacio tanto de los proveedores de

los internos como de los instrumentos. El método que aquí se presenta es el

de Ken Arnold (Referencia [1]).

4.1.1 Dimensionamiento tomando en cuenta la separación gas-líquido

El principio de asentamiento por gravedad de partículas líquidas inmersas en

el gas puede ser utilizado para obtener una ecuación para dimensionar el

separador, las ecuaciones igualan el tiempo de residencia del gas en el

separador con el tiempo para una partícula de líquido dispersa en el gas

llegue a la interfase gas-líquido.

(4.1)

El flujo de gas debe establecerse a las condiciones de operación del

separador, generalmente las bases de usuario proporcionan esta información

en condiciones estándar (en MMPCDS), lo que hace necesario:

95


(4.2)

En separadores horizontales, el volumen ocupado por el gas en el separador

se acostumbra a manejar con el 50% de la capacidad total de recipiente, sin

embargo, si se manejan diferentes niveles de líquidos se puede utilizar la

siguiente relación geométrica para determinar el área de flujo de gas:

Fig. 4.1 Relación geométrica para determinación de área de flujo de gas

(Referencia [1])

De aquí el área disponible para el flujo de gas es:

(4.3)

96


(4.4)

(4.5)

(4.6)

La ecuación (4.1) puede expresarse también de la siguiente manera

(4.7)

El tiempo necesario para que una partícula llegue desde el punto más

alejado en el gas a la interfase es:

(4.8)

Igualando con el tiempo de residencia:

(4.9)

(4.10)

97


(4.11)

El término

se conoce como constante de diseño y su valor se obtiene a

partir de la figura 4.2 una vez que se conoce α o β. El cálculo de la velocidad

terminal se realiza mediante las ecuaciones del capítulo 3.

Fig. 4.2 Datos de constante de diseño a partir del nivel del líquido (Referencia [1])

98


La ecuación 4.11, cuando α = 0.5, que indica que el separador se va a

operar al 50% de su volumen ocupado por líquido se reduce a:

(4.12)

4.1.2 Dimensionamiento tomando como referencia el tiempo de residencia

de los líquidos en el separador

Como se requiere que el líquido contenido en la corriente de proceso alcance

el equilibrio con la fase gas, se debe dar un tiempo de residencia dentro del

equipo de separación.

í

(4.13)

El volumen ocupado por el líquido es entonces:

(4.14)

Generalmente el flujo de líquido se proporciona en BPD por lo que habrá que

acomodar unidades:

(4.15)

99


(4.16)

í

(4.17)

Al igual que con la ecuación 4.11, cuando α = 0.5 indicando que se opera el

separador con la mitad de su volumen ocupado por el líquido, la ecuación

4.16 se reduce a:

í

(4.18)

4.1.3 Dimensionamiento tomando en cuenta la separación de dos fases

líquidas

4.1.3.1 Determinación del espesor de cada una de las fases a separar

La velocidad a la que se da el asentamiento de las partículas de agua

dispersas en hidrocarburos puede calcularse mediante la expresión de la ley

de Stokes y se utiliza para calcular el espesor de la fase formada por los

hidrocarburos a separar. La ecuación 3.15 puede expresarse de la siguiente

manera para hacer concordar unidades:

(4.19)

El tiempo requerido para que las partículas de agua asienten desde el punto

más alto de la fase de hidrocarburos hasta la interfase es:

100


(4.20)

Tomando en cuenta que Δ(SG)= SGl - SGg, como el tiempo de residencia se

proporciona en minutos:

(4.21)

(4.22)

Despejando el espesor de la fase de hidrocarburos:

(4.23)

Considerando la remoción de partículas de 500 micras de agua:

(4.24)

En el caso de partículas de hidrocarburos que ascienden desde el fondo de la

fase acuosa, el espesor de esta se obtiene con el mismo procedimiento que

para partículas de agua.

101


(4.25)

Considerando partículas de 200 micras de hidrocarburos:

(4.26)

El espesor de las fases tanto en separadores horizontales como verticales,

sirve de guía para verificar que el tiempo de residencia de los líquidos en el

separador es adecuado para llevar a cabo la separación.

4.1.3.2 Determinación del diámetro del equipo de separación

Conocidos los tiempos de residencia, flujos de líquido y espesores de las

fases, se procede a calcular el diámetro del equipo de separación. La

fracción del área de la sección transversal ocupada únicamente por la fase

acuosa es:

(4.26)

Donde αl es la fracción del área ocupada por las dos fases líquidas. La

fracción de la altura de la interfase agua-hidrocarburos está relacionada con

αw mediante la siguiente expresión:

102


(4.27)

Con

Siendo βl la fracción de la altura de ambas fases líquidas en el equipo de

separación, el diámetro máximo para que se cumpla la separación de las

fases líquidas es:

(4.28)

Al igual que en secciones anteriores, se pueden simplificar los cálculos

cuando se maneja el 50 % del volumen del separador lleno de líquido.

4.1.4 Longitud entre tangentes

Fig. 4.3 Longitud efectiva y distancia entre tangentes (Referencia [1])

103


La longitud efectiva para efectuar la separación ya sea de dos o tres fases es

calculada mediante los procedimientos indicados en las secciones anteriores;

como se indica en la figura 4.4, una porción del equipo es destinado para la

distribución del flujo de alimentación a través del equipo, estos deben

complementarse con el espacio destinado al acomodo de los internos y al

igual que con el margen de diseño, para proporcionar un volumen que

permita tener control de los niveles de líquido.

Cuando el separador está diseñado a partir del tiempo de residencia

destinado a la separación gas-líquido:

(4.30)

Si se diseña en base al tiempo de residencia de las fases líquidas, la longitud

entre tangentes no debe exceder la siguiente relación:

(4.31)

4.2 Dimensionamiento de separadores verticales

Las ecuaciones para obtener la relación entre las dimensiones del separador

son más sencillas de deducir en comparación a las de los separadores

horizontales, esto ya que se tiene disponible toda la sección transversal del

equipo de separación para el flujo de gas, de igual modo, la longitud del

separador se obtiene mediante recomendaciones empíricas y de

proveedores.

104


4.2.1 Dimensionamiento tomando en cuenta la separación gas-líquido

Al igual que en la sección 4.1.1, la velocidad del gas debe ser menor que la

velocidad terminal de las partículas de líquido dispersas en el gas. La sección

transversal está disponible al 100 % para ser recorrida por el gas, por lo que

la velocidad del gas es, a partir de la ecuación 4.5 con α=0:

(4.32)

Si

(4.33)

(4.34)

4.2.2 Dimensionamiento del separador tomando como referencia el tiempo

de residencia de los líquidos en el separador

Las dimensiones del espacio destinado a albergar líquidos, conocido el flujo

de líquido que ingresa al separador y el tiempo de residencia de este, se

obtiene de la siguiente manera, si el volumen ocupado por los líquidos se

define como:

í

(4.35)

105


Ajustando las unidades de volumen como se menciona en 4.15 y expresando

el tiempo de residencia de acuerdo a 4.13:

(4.36)

(4.37)

En el caso de tener dos fases líquidas a separar:

(4.38)

4.2.3 Dimensionamiento tomando en cuenta la separación de dos fases

líquidas

En la separación de dos fases líquidas se toma en cuenta la velocidad de

cada una de las fases moviéndose a través del separador, la cual deberá ser

menor a la velocidad terminal de las partículas dispersas. El separador

deberá tener el diámetro suficiente para que las partículas de agua se

acumulen en el fondo, mientras que las partículas de hidrocarburos

asciendan hacia la interfase. Recordando la expresión de la velocidad

terminal mediante la ley de Stockes, en la ecuación 4.19 e igualando a la

velocidad a la que cada una de las fases recorre la sección transversal del

separador:

(4.39)

Para hidrocarburos dispersos en agua:

106


(4.40)

Considerando partículas de 200 micras de crudo en agua:

(4.41)

Para la fase acuosa:

(4.42)

Considerando partículas de 500 micras de agua en crudo:

(4.43)

Al igual que en los separadores horizontales, son contados los casos en los

que la dispersión de aceite en agua sea la que rija el dimensionamiento del

separador.

4.2.4 Longitud entre tangentes

La longitud entre tangentes toma en cuenta el espacio requerido para

efectuar la separación y acomodar los internos. Para separadores bifásicos

se utiliza la siguiente consideración:

Para diámetros hasta 36”:

107


(4.44a)

Para diámetros mayores de 36”:

(4.44b)

En separadores trifásicos, se dimensiona tomando en cuenta el espesor de

las dos fases líquidas:

Para diámetros hasta 36”:

(4.45a)

Para diámetros mayores de 36”:

(4.45b)

108


Fig. 4.4 Distancia entre tangentes en separadores verticales (Referencia [1])

4.3 Incorporación de bota, mampara y colector para separación de

líquidos

En el caso de separadores trifásicos horizontales, en la sección de

recolección de líquidos, después de la separación de las dos fases el

siguiente problema es extraer los líquidos separados. Las siguientes son tres

alternativas para acomodar los líquidos en el separador, que pueden

utilizarse, en base a la proporción de cada una de las fases:

109


Arreglo de mamparas

Colector y mampara

Bota

En el caso de las mamparas, se debe tener cuidado al asignar los niveles de

cada una de las fases para determinar la altura de cada mampara

considerando las ecuaciones 4.23 a 4.26.

Si se agrega un colector, este deberá incorporar un control de nivel para

ambos fluidos estando al pendiente que haya suficiente columna para

impulsar a la fase más pesada y que esta no llegue a introducirse al colector.

Fig. 4.5 Altura de mampara y colector (Referencia [1])

La siguiente ecuación permite calcular la diferencia mínima recomendada

para los niveles de líquido y se obtiene igualando las columnas de líquido en

el punto A de la figura 4.5.

(4.46)

En el caso de la bota, prácticamente se está dimensionando un segundo

separador, en este caso aplica la velocidad terminal calculada mediante la

110


expresión de la ley de Stokes mencionada anteriormente en la ecuación

4.19. Para dimensionar la bota, lo primero que se hace es calcular el

diámetro con la ecuación 4.42, y con el tiempo de residencia y el flujo

volumétrico se determinan las dimensiones mínimas. El espesor de la fase

acuosa no debe exceder el calculado mediante 4.25.

Se recomienda que la longitud mínima de la bota sea de 40 inch y el

diámetro mínimo de la misma de 16 inch, de igual manera, el diámetro de la

bota no es recomendable que exceda la mitad del diámetro de la coraza. La

bota deberá ser posicionada en el extremo opuesto a la alimentación al

separador, lo más cerca posible de la tangente.

4.4 Niveles de líquido en el equipo de separación

El control de nivel en el equipo de separación se realiza monitoreando la

altura de las interfases gas-líquido y líquido-liquido. Generalmente, los

instrumentos utilizados para este fin son flotadores o dispositivos de

desplazamiento, también se suelen ocupar vidrios de nivel o dispositivos

electrónicos. Estos dispositivos están conectados a una válvula la cual abre

si el nivel rebasa un límite máximo establecido previamente o se cierra si es

que el nivel del líquido baja por debajo de un límite inferior.

Las siguientes son recomendaciones generales para asignar los niveles en

separadores horizontales:

(4.47)

111


Se suele incorporar alarmas por alto y bajo nivel de la siguiente manera:

(4.48)

(4.49)

En el caso de separadores trifásicos se aplican las mismas ecuaciones

incluyendo el espesor de cada una de las fases, además de esto deberá

tomarse en cuenta las recomendaciones de los proveedores de

instrumentación, en la referencia [24] se proporcionan más consideraciones

para realizar el ajuste de los niveles de líquido en el separador, al mismo

tiempo, de ser necesario deberá contarse con las dimensiones de los

internos. Para separadores horizontales, el nivel máximo es el que hace que

el gas se mueva por arriba de la velocidad crítica de los eliminadores de

niebla o en el caso de tanques knock out, por arriba de la velocidad terminal

de las partículas que se asientan por gravedad.

4.5 Tamaños estándar de recipientes a presión

Cuando se diseñan separadores, conviene ocupar recipientes con diámetros

estandarizados ya que es más económico. Las tablas 4.1 y 4.2 muestran las

dimensiones estándar para separadores horizontales y verticales:

112


Tabla 4.1 Tamaños estándar separadores verticales

113


Tabla 4.2 Tamaños estándar separadores horizontales

114


Los diámetros de los contenedores son igual a los diámetros nominales de

tubería por debajo de 24”. A partir de 24” los diámetros de los recipientes se

incrementan en de 6 en 6”. Las longitudes de los equipos varían de 2.5 en

2.5 ft, siendo las más comunes 5, 7.5, 10, 15 y 20 ft. Se recomienda

manejar diámetros y longitudes entre tangentes respetando los valores de la

tabla anterior, al igual que respetar las MAWP en el caso del cálculo de

espesores.

4.6 Incorporación de eliminadores de niebla

Ya que se tienen seleccionados los eliminadores de niebla, se procede a su

incorporación tomando en cuenta los siguientes aspectos:

Dimensionamiento a partir de las ecuaciones de Souders y Brown

mencionados en la sección 3.2.2.3, el diámetro que cumple con la

velocidad crítica es el mínimo requerido por el interno, se recomienda

utilizar el diámetro nominal superior siguiente de acuerdo a como se

menciona en la sección 4.5.

Acomodo de los internos asignando el espacio adecuado para evitar el

arrastre de líquidos o salpicaduras, ya que se vería reducida la

eficiencia del separador.

Al igual que en la sección 2.3.1 se mencionó que una velocidad excesiva en

el separador favorece la reincorporación de líquidos y reduce la eficiencia de

separación, los internos suelen verse afectados de no contar con el espacio

para que fluyan los gases o hacer que estos se muevan a una velocidad

cercana a la velocidad crítica de los internos, las figuras 4.6 y 4.7 muestran

la saturación de eliminadores de niebla y consecuente disminución en la

eficiencia de separación por efecto de la velocidad del gas.

115


Con un perfil de velocidades disparejo, algunas zonas del eliminador de

nieblas pueden quedar inutilizadas, mientras que otras quedan en extremo

saturadas y reincorporan líquido al gas.

Fig. 4.6 Reducción de la eficiencia del eliminador de nieblas por flujo excesivo

(Referencia [23])

Fig. 4.7 Perfil de velocidades disparejo (Referencia [23])

116


Pensando en estos detalles, los proveedores sugieren determinado espacio

mínimo entre los internos, la interfase gas-líquido y las cabezas del

recipiente, como se ilustra en la figura 4.8, por recomendación H siempre

debe ser al menos 12”, si se maneja más de un eliminador de niebla, el

espacio entre internos se considera de igual modo.

Fig. 4.8 Sugerencias de acomodo de eliminadores de niebla (Referencia [23])

117


4.7 Metodología de diseño

En base a los principios de dimensionamiento que se presentaron

anteriormente, el procedimiento de diseño que se acostumbra a seguir es el

que aquí se describe:

a) Recopilar información básica, se puede tomar de referencia lo indicado

en el capítulo 3 y el apéndice.

b) Aplicar margen de diseño, seleccionar materiales.

c) Seleccionar la configuración, orientación e internos más adecuada para

el separador.

d) Aplicar las restricciones pertinentes para dimensionamiento de la

sección de asentamiento por gravedad mencionadas en el capítulo 4,

separación gas-líquido, tiempo de residencia de los líquidos y/o

separación de dos fases líquidas.

e) Seleccionar diámetro y longitud o altura que cumplan con las

restricciones antes mencionadas y con la relación L/D que se discutirá

en la siguiente sección.

f) Incorporar internos al separador, preferentemente después de

dimensionar la sección de asentamiento por gravedad para evitar que

partículas de mayor tamaño saturen el eliminador de nieblas. En

sistemas combinados este paso puede aplicarse directamente si se

cuenta con el valor de K global que describe el funcionamiento del

equipo.

g) Incorporar internos auxiliares y asignar espacios instrumentación y

dispositivos de relevo.

h) Dimensionar boquillas, determinar el espesor del recipiente y los

niveles de líquido.

i) Verificar que se cumpla con los puntos anteriores y ajustar

dimensiones en caso de ser necesario.

118

Capítulo V. Aspectos del diseño mecánico del equipo de

separación

CAPÍTULO V. ASPECTOS DEL DISEÑO MECÁNICO DEL EQUIPO DE

SEPARACIÓN

El equipo de separación así como los diferentes recipientes a presión

utilizados en diversas aplicaciones de la industria de crudo y gas son

diseñados e inspeccionados en base a las recomendaciones indicadas en el

código de recipientes a presión y hervidores de la sociedad americana de

ingenieros mecánicos (ASME). La sección de mayor importancia en este

trabajo es la sección VII del código ASME; en México, los aspectos del diseño

mecánico a considerar en recipientes a presión para aplicaciones en

instalaciones petroleras vienen indicados por la norma NRF-028-PEMEX-

2010.

5.1 Condiciones de diseño

5.1.1 Presión de diseño

La presión de diseño o presión de operación máxima de un recipiente a

presión (MAWP por sus siglas en ingles), es la presión en base a la cual se

debe ajustar la válvula de relevo, toma en cuenta el segmento de mayor

vulnerabilidad del equipo y siempre es mayor a la presión de operación a la

que se lleva a cabo la separación.

En el código ASME se manejan tres conceptos por separado para las

presiones a las que se puede ver expuesto el equipo de acuerdo a las

condiciones de operación del mismo:

Presión de diseño (a las condiciones más severas a las que se verá

expuesto el equipo, tomando como base las condiciones de operación

del mismo)

Presión máxima permisible (equipo frio y sin corroer {nuevo})

Presión máxima de trabajo permisible (equipo caliente y corroído)

119


separación

A manera de que no se activen los dispositivos de relevo constantemente,

conviene manejar un margen de diferencia entre la MAWP y la presión de

operación. La siguiente tabla contiene una guía para determinar estas

diferencias entre presión:

Tabla 5.1 Diferencia entre presión de diseño y operación

Presión de operación Diferencia mínima entre MAWP y

Presión de operación

Menor a 50 psig 10 psi

51 – 250 psig 25 psi

251 – 500 psig 10 % de la MAWP

501 – 1000 psig 50 psi

Mayor a 1000 psig 5 % de la MAWP

Aunque la tabla anterior tiene valores aceptados, cuando se tienen

recipientes pequeños conviene manejar diferencias mayores, con el objetivo

de asegurar que el recipiente está protegido. La MAWP del equipo no deberá

exceder la MAWP de los accesorios y las boquillas.

5.1.2 Temperatura de diseño

La temperatura de diseño permite saber cuales serán los valores máximos

de esfuerzo a los cuales estará sometido el material del cual este construido

el recipiente. La máxima temperatura de exposición del material deberá ser

mayor a la esperada durante la condición más severa y la temperatura

mínima deberá ser la que corresponde al servicio de enfriamiento más

crítico. Se deberá tener en cuenta aquellos equipos corriente arriba del

equipo de separación, ya que de haber intercambiadores de calor, en caso

de falla o en caso de que salgan de operación, se podrían tener variaciones

considerables en la temperatura de exposición del recipiente.

120


separación

5.2 Selección de materiales

Los materiales utilizados para diferentes aplicaciones de recipientes a

presión se listan en la tabla 5.2.

Tabla 5.2 Tabla de referencia para selección de materiales (Referencia [5])

De la tabla 5.2, el acero al carbon (en específico el SA-516-Gr.70) es de los

más utilizados en aplicaciones de recolección de gas y crudo. Ante la

presencia de agentes corrosivos como H2S y CO2, se debe pensar en incluir

un medio de protección ante corrosión como ya sean aditivos inhibidores de

corrosión o recubrimientos poliméricos, de acuerdo con las recomendaciones

del API 12J se debe considerar utilizar acero inoxidable ya sea en las placas

del recipiente o recubrimiento (clad).

121


separación

5.3 Determinación de espesores

5.3.1 Esfuerzos máximos permisibles

Los valores de esfuerzo máximo permisible utilizados en la determinación de

los espesores, vienen en el código ASME para diversos materiales, estos

valores dependen de la temperatura.

La sección VIII del código ASME maneja dos divisiones, cada una de ellas

maneja sus propios valores de esfuerzo máximo permisible de acuerdo a los

procedimientos de inspección, factores de seguridad y detalles de diseño, de

este modo la División 1 maneja reglas de diseño, mientras que la división 2

maneja diseño mediante análisis. Generalmente se maneja la división 2

debido a que los estándares son más precisos, en algunos casos se permite

reducir el costo del equipo permitiendo aplicar los estándares de la división

1. En la práctica se aplican los estándares de la división 1 para recipientes

de baja presión y los de la división 2 para recipientes de alta presión. La

siguiente tabla proporciona información sobre los esfuerzos máximos

permisibles para los metales más comunes:

Tabla 5.3 Esfuerzos máximos permisibles para metales de uso común

Esfuerzos máximos permisibles para metales de uso común

División ASME 1 2

Metal Temperatura inferior -20 ° F -20 ° F

Temperatura superior 650 ° F 100 ° F

Hojas y placas

de acero al

carbón

SA-516

Grado 55 15,700 18,300

Grado 60 17,100 20,000

Grado 65 18,600 21,700

Grado 70 20,000 23,300

SA-285

Grado A 12,900 15,000

Grado B 14,300 16,700

Grado C 15,700 18,300

SA-36 16,600 16,900

122


separación

Tabla 5.3 Esfuerzos máximos permisibles para metales de uso común (Cont.)

(Referencia [5])

Acero de baja

aleación

SA-387

Grado 2, cl.1 15,700 18,300

Grado 12, cl.1 15,700 18,300

Grado 11, cl.1 17,100 20,000

Grado 22, cl.1 17,100 20,000

Grado 21, cl.1 17,100 20,000

Grado 5, cl.1 17,100 20,000

Grado 2, cl.2 20,000 23,300

Grado 12, cl.2 18,600 21,700

Grado 11, cl.2 21,400 25,000

Grado 22, cl.2 21,400 25,000

Grado 21, cl.2 21,400 25,000

Grado 5, cl.2 21,400 25,000

SA-203

Grado A 18,600 21,700

Grado B 20,000 23,300

Grado C 18,600 21,700

Grado D 20,000 23,300

Acero de alta

aleación SA-240

Grado 304 20,000 20,000

Grado 304L 16,700 16,700

Grado 316 20,000 20,000

Grado 316L 16,700 16,700

5.3.2 Tolerancia a la corrosión

Cada material tiene diferente resistencia a la corrosión, la cual depende

principalmente de variables como temperatura y concentración del agente

corrosivo, uno de los que más efecto tiene sobre el acero al carbón es el

ácido sulfhídrico H2S, la siguiente tabla muestra el índice de corrosión con

respecto a la temperatura para una concentración muy baja de H2S y alta

temperatura (0.03 % mol en una mezcla con hidrógeno, condiciones como

123


separación

las que se alcanzan en las plantas de hidrodesulfuración) en acero al carbón

y acero inoxidable.

Tabla 5.4 Indice de corrosión anual para acero y aleaciones con alta temperatura

Agente corrosivo Material Temperatura (°F)

Indice de

Corrosión

(milésimas pulg.

/año)

H2S

Acero al carbón

650 10

710 20

780 30

800 40

Acero inoxidable

560 1

610 2

750 5

830 10

Fuente: “High temperature sulfide corrosion of steels” Process Industries -Theory and

practice. National Corrosion Engineers Asociation, Houston, 1986.

Los índices de corrosión se determinan exponiendo el material al agente

corrosivo y determinando el peso de la muestra antes y después de la

exposición, la diferencia indica la velocidad o índice de corrosión del

material.

Cuando se tiene agua, sales, H2S o CO2, elementos que se encuentran

presentes en las corrientes de proceso de las industrias de extracción de gas

y crudo, aunque no con altas temperaturas pero si en mayor proporción o en

presencia de sustancias que reaccionen con el ácido sulfúrico e incrementen

la corrosión, es necesario proteger el equipo, las formas típicas de proteger

por corrosión son agregando ánodos de sacrificio, utilizando recubrimientos

124


separación

de materiales poliméricos, manejando una aleación diferente,

incrementando el espesor del recipiente o manejando clad (recubrimiento de

un metal diferente como acero inoxidable cuyo índice de corrosión en

comparación con el acero al carbón a las mismas condiciones es mucho

menor).

El cálculo del espesor del recipiente del equipo de separación se muestra en

la siguiente sección, a este valor del espesor suele agregarse un incremento

adicional 1/8” (considerando un índice de corrosión de al menos 0.0125” por

año y buscando que el equipo tenga una vida útil de al menos 10 años en

caso que se tuviera la presencia de H2S, obviamente el tipo de aleación

tendrá un índice de corrosión propio). En la práctica se acostumbra para

servicio de corrientes con agentes corrosivos de manera ocasional 1/8” como

tolerancia de corrosión y 1/4" si se manejan corrientes con presencia de

agentes corrosivos.

125


separación

5.3.3 Cálculo del espesor

Tabla 5.5 Cálculo de espesor para las diferentes partes del recipiente

(Referencia [1])

Las ecuaciones de la tabla 5.5 se utilizan para determinar el espesor del

cuerpo y de cada segmento que conforma el recipiente del equipo separador.

En estas ecuaciones se manejan:

S= Esfuerzo máximo permisible, psi

t = Espesor sin margen por corrosión, inch

P = MAWP, psig

126


separación

r = Radio interno del recipiente sin margen por corrosión, inch

d = Diámetro interior sin incorporar margen por corrosión, inch

E = Eficiencia de uniones, ver tabla 5.6

= Mitad del ángulo de inclinación con respecto al centro (ápex)

Tabla 5.6 Eficiencia de uniones (Referencia [5])

La eficiencia de unión se asigna de acuerdo al grado de radiografiado que en

recipientes a presión debe ser completo (dado que esta proporciona mayor

información sobre el acabado del recipiente y su soldadura) y al tipo de

unión, para fines prácticos de este trabajo se considerara una eficiencia de

junta de 1.0, los detalles precisos deberán consultarse en el código ASME.

Una prueba que solicita el código ASME para verificar la resistencia del

equipo y sus uniones es la prueba hidrostática, en esta se maneja una

presión de 1.3 a 1.5 veces la MAWP, dato que aparece en las hojas de datos

del equipo.

127


separación

Por costumbre, las tapas que se eligen son las de tipo elipsoidal 2:1, estas

se recomiendan en recipientes con diámetros de hasta 180” y presiones

mayores a 100 psig, son el tipo más común y económico; si se prevé la

llegada de sólidos, en algunas instalaciones de proceso se prefieren manejar

tapas con sección cónica, mientras que para altas presiones y diámetros que

exceden de 180 in. se prefieren las cabezas de tipo hemisférica.

5.4 Boquillas

Al proporcionar el tamaño de la boquilla de alimentación, se aplica un criterio

de momentum o inercia el cual considera una velocidad para la corriente de

alimentación tal que no se dañen los internos desviadores de flujo de la

sección de separación primaria del equipo de separación.

Cuando se tienen placas desviadoras el criterio utilizado es:

(5.1)

Este criterio suele cambiar de acuerdo al tipo de interno que se maneje en la

sección de separación primaria y al proveedor, si es una alimentación con

líquidos únicamente, se procura evitar que la velocidad de la mezcla exceda

4 ft/s.

En las boquillas de salida de gas, generalmente se suele manejar el mismo

diámetro que la boquilla de alimentación, no obstante, se puede aplicar el

siguiente criterio:

(5.2)

128


separación

En las boquillas de salida de líquido, se busca que la velocidad del líquido no

sobrepase de 4 ft/s, teniendo como diámetro mínimo 2”, diámetro utilizado

comúnmente para las boquillas usadas para drenar el equipo.

No se recomiendan reducciones en tuberías de alimentación puesto que se

puede alcanzar la velocidad de erosión del material, cambiar a un patrón de

flujo no deseable como los que se mencionaron en el capítulo 2, y hacer que

la mezcla se mueva a velocidades mayores a la velocidad terminal de las

partículas en las fases continuas, reduciendo la eficiencia de la separación.

5.5 Dispositivos de relevo

Todos los recipientes a presión deben estar equipados con una o más

válvulas de relevo a manera de aliviar una sobrepresión, conforme lo indica

el código ASME y la práctica API RP 14C. Uno de los aspectos a considerar,

es que la válvula de seguridad nunca debe estar corriente abajo del

eliminador de nieblas, si este se bloquea, la válvula de relevo queda aislada

ante una sobrepresión o se corre el riesgo de dañar el eliminador de nieblas

si se da la apertura de la válvula.

Como apoyo a esta válvula, se acostumbra a instalar discos de ruptura, a

diferencia de la válvula de seguridad, deben ser remplazados después de

utilizarse.

5.6 Relación L / D óptima

La relación L / D en las dimensiones del equipo de separación se propone de

tal manera que se cumpla con el volumen requerido y el recipiente tenga el

menor peso y consecuentemente la menor cantidad de material utilizado en

su fabricación. Los recipientes esféricos en este caso son los que cumplen

129


separación

esta condición, sin embargo son los de mayor costo en manufactura y

económicamente no son la mejor opción.

Las proporciones óptimas del recipiente a presión son aquellas que permiten

minimizar el peso, por consecuencia, la cantidad de material y de igual modo

el costo de fabricación, si el volumen de un recipiente con tapas elípticas del

tipo 2:1 es:

(5.3)

Despejando la longitud se obtiene:

(5.4)

El costo de fabricar las tapas es aproximadamente un 50% mayor que el del

material requerido en la fabricación de la sección cilíndrica, de ahí que para

definir el costo de fabricación, de la sección cilíndrica:

(5.5)

Para cada tapa:

(5.6)

El costo total del recipiente es entonces:

(5.7)

130


separación

(5.8)

Sabiendo que el espesor es:

(5.9)

(5.10)

El costo del recipiente varía de acuerdo al espesor de las placas utilizadas en

la fabricación, el espesor es función de la presión y el diámetro, definiendo

(5.11)

Para placas de hasta 2” el costo varía en función al diámetro de acuerdo a la

siguiente relación:

(5.12)

(5.13)

Para minimizar esta función:

(5.13)

(5.14)

(5.15)

(5.16)

(5.17)

131


separación

(5.18)

(5.19)

Para placas de 2” hasta 6”:

(5.20)

El costo del recipiente es entonces:

(5.21)

Minimizando el costo:

(5.22)

Desarrollando del mismo modo que con placas de hasta 2”:

(5.23)

Se puede ver que las proporciones de acuerdo al espesor de la placa se

tienen relaciones L / D de 6 y 8, no obstante, manejando estas relaciones se

obtienen recipientes cuya longitud es bastante considerable y suele

complicar su transporte cuando se tienen diámetros considerables dado que

la longitud excede las dimensiones del contenedor del barco, del carro de

132


separación

tren o tráiler utilizado para moverlo, agregando un costo adicional por

exceso de dimensiones. Otra opción que se tiene es el ensamble del equipo

en campo, al cual deberá agregarse tratamiento térmico para asegurar que

la soldadura y el recipiente se comporten de manera uniforme, lo que

incrementa los costos.

Siempre es conveniente manejar láminas de tamaño estándar a manera de

ahorrar en la fabricación de secciones especiales para un tipo de separador.

Es por esta razón que se acostumbra a manejar relaciones L / D menores a

las indicadas anteriormente, la forma correcta de encontrar la proporción

óptima del equipo de separación es calcular los costos para las diferentes

combinaciones de las dimensiones del equipo de separación y seleccionar la

más económica. Un criterio manejado por la GPSA y la referencia [1]

utilizado como la relación óptima L / D de los equipos de separación se

maneja en el intervalo 2.5 ≤ L / D ≤ 6. En el caso de separadores bifásicos

se prefieren relaciones L/D entre 3 y 4, mientras que en separadores

trifásicos se manejan relaciones L/D entre 3 y 5.

En la referencia [9], se presentan dos ecuaciones para obtener la relación

L/D óptima, a partir del nivel del líquido (como porcentaje de la altura

total/100), sin embargo no toman en cuenta la variación en el precio por el

espesor de la lámina, en el caso de recipientes con tapas elípticas:

(5.24)

Si la restricción del tiempo de residencia de los líquidos controla el

dimensionamiento del equipo de separación:

(5.25)

133


CAPÍTULO VI. CASO DE APLICACIÓN

El proceso aquí presentado se basa en un caso de estudio tomado de la

referencia [9] y consiste en una batería para llevar a cabo la separación de

crudo, gas y agua mediate cuatro etapas de separación, tres separadores

bifásicos y uno trifásico, en el tren de producción y tres separadores para la

succión a compresores; existen diferentes criterios para seleccionar el

número de etapas, principalmente se busca reducir la potencia de

compresión y recuperar la mayor cantidad de hidrocarburos.

El crudo separado es enviado a almacenamiento mientras que el gas

recuperado es recomprimido mediante un sistema de tres etapas y enviado

a tratamiento, por su parte, el agua es almacenada para posterior inyección

a pozos. Se diseñaran los separadores de la bateria.

6.1 Descripción del proceso

Los fluidos provenientes de los pozos son alimentados al separador bifásico

de 1ª etapa (D-101), el gas recuperado se mezcla con el efluente de la 4ª

etapa de compresión, para ser enviado a tratamiento.

Los líquidos del separador bifásico de 1ª etapa (D-101) son enviados al

separador de 2ª etapa (D-201) previo paso por la válvula de control de nivel

VLV-101, los gases recuperados son mezclados con el efluente de la 2ª

etapa de compresión para posteriormente reducir su temperatura en el

enfriador E-102 y ser alimentados al tambor de succión de la 3ª etapa de

compresión (D-202).

De igual manera, los líquidos del separador bifásico de 2ª etapa (D-201),

previo paso por la válvula de control de nivel VLV-102, son enviados al

134


separador bifásico de 3ª etapa (D-301). Los gases recuperados son

mezclados con el efluente de la 1ª etapa de compresión y enviados al

enfriador E-103 para reducir su temperatura y el posterior ingreso al tambor

de succión de la 2ª etapa de compresión (D-302).

Los líquidos recuperados del separador bifásico de 3ª etapa (D-301), tras el

paso por la válvula de control de nivel VLV-103 son enviados al enfriador E-

100, a manera de mantener la temperatura, en la práctica es de este modo

como se controla la callidad del crudo, para su posterior ingreso al separador

trifásico de 4ª etapa (D-401). El crudo recuperado en la 4ª etapa de

separación es enviado a almacenamiento, el agua separada es enviada a

tartamiento para posterior inyección a pozos y los gases son enviados al

tambor de succión de la 1ª etapa de compresión (D-402).

El balance de materia se presenta en el anexo A, la figura 6.1 muestra el

diagrama de flujo del proceso anteriormente descrito, el cual fue cargado al

simulador de procesos HYSYS ver. 3.2 para obtener información sobre las

propiedades de las corrientes de proceso. El gas comprimido en la 3ª etapa

de compresión se envía al enfriador E-101, tras reducir su temperatura, es

enviado al tambor de succión de la 4ª etapa de compresión (D-102).

135


136


6.2 Diseño de los equipos de separación

6.2.1 Consideraciones generales de diseño

Las siguientes consideraciones se aplicaron para el diseño de todos los

separadores:

1. Margen de diseño: 1.2 (en bases a las tablas 3.2 y 3.3)

2. Por ahora, no se consideró la llegada de sólidos.

3. Las propiedades de la corriente de proceso se determinaron mediante

la simulación del proceso descrito anteriormente.

4. La presencia de CO2 y H2S hace que se tenga una alimentación a los

separadores que favorece la corrosión.

5. La fracción de C6+ utilizada para describir el comportamiento de fases

del crudo y obtener sus propiedades mediante los procedimientos

indicados en el apéndice A.5 presenta las siguientes características:

Punto normal de ebullición: 417 ° F

Gravedad específica: 0.811

6.2.2 Información requerida para dimensionamiento

Las tablas 6.1 (separadores gas-líquido) y 6.2 (separador gas-crudo-agua)

resumen servicio, corrientes involucradas e información necesaria de diseño

tomada del balance de materia, el cual se muestra detalladamente en del

anexo A, a esta información se incorporó el margen de diseño en los flujos

de alimentación a los separadores.

137


Tabla 6.1 Información básica para dimensionamiento de los equipos de separación bifásicos

Equipo D-101 D-201 D-301 D-202 D-302 D-402

Servicio Separador bifásico 1a

etapa

Separador bifásico 2a

etapa

Separador bifásico 3a

etapa Separador de succión a compresor

Presión (Psia) 1314.70 424.70 107.70 421.70 104.70 17.00

Temperatura (°F) 130.00 128.85 126.14 90.00 90.00 90.00 Corriente de alimentación 100 102 104 308 304 204

Densidad de la corriente de alimentación (lb/ft3)

23.06 24.09 16.73 1.94 0.55 0.10

Fase gas

Corriente 201 202 203 309 305 301 Flujo (MMSCFD) 72.98 16.94 7.28 27.81 11.00 3.96

Densidad (lb/ft3) 4.52 1.42 0.44 1.93 0.54 0.10

Viscosidad (cP) 0.0148 0.0127 0.0117 0.0120 0.0107 0.0096 Factor de

compresibilidad 0.8506 0.9296 0.9688 0.8731 0.9514 0.9879

Fase líquida

Corriente 101 103 105 403 402 401

Flujo (BPD) 94116 87594 84614 23 35 -- Densidad (lb/ft3) 48.78 50.37 51.07 56.13 60.63 ~ 60

138


Tabla 6.2 Información necesaria para dimensionamiento del equipo separador trifásico

Equipo D-401 Servicio Separador trifásico 4a etapa

Presión (Psia) 17.00 Temperatura (°F) 90.00

Corriente de alimentación 107

Densidad de la corriente de alimentación (lb/ft3) 6.47

Fase gas

Corriente 204

Flujo (MMSCFD) 3.96 Densidad (lb/ft3) 0.10

Viscosidad (cP) 0.0096 Factor de compresibilidad 0.9879

Fase acuosa

Corriente 503

Flujo (BPD) 11283 Densidad (lb/ft3) 62.55

Viscosidad (cP) 0.7606

Fase hidrocarburos

Corriente 501

Flujo (BPD) 75540

Densidad (lb/ft3) 50.86 Viscosidad (cP) 1.2868

139


6.2.3 Dimensionamiento de los equipos de separación

6.2.3.1 Internos

6.2.3.1.1 Eliminadores de niebla

Se consideraron los siguientes eliminadores de niebla:

Tabla 6.3 Eliminadores de nieblas utilizados en el caso (Referencia [20])

Marca Sulzer Chemtec® Sulzer Chemtec® Sulzer Chemtec®

Tipo Malla Vane Ciclónico

Modelo Knitmesh – 9008

Mellachevron-Z

profile with drainage

hook

Shell Swirltube

Material Polipropileno Varios (Acero,

plásticos) Acero inoxidable

Densidad 2.75 lb/ft3 N/D N/D

Área superficial

específica 320 ft2 / ft3 N/D N/D

Aplicación

Niebla con

componentes

ácidos

Separadores con

baja relación gas-

líquido, no se

recomienda con

presiones arriba de

70 bar

En combinación con otros

internos, permite capturar

partículas de líquido

reincorporadas al gas. El

número de ciclones es

proporcional al diámetro del

recipiente.

Remoción de

partículas

Alta en partículas

de 2 micras y

superiores.

Alta para partículas

de 25 – 30 micras y

superiores.

Alta para partículas de 10

micras y superiores.

K (Souders-

Brown) 0.26-0.35 0.98

0.82 (en sistemas SVS como

se mostrará más adelante).

6.2.3.1.2 Internos de sección de separación primaria

Tabla 6.4 Internos de sección de separación primaria

Interno Media tubería y codo

(Half open pipe/ elbow) Shell Schoepentoeter®

Características

Tubería con segmento abierto,

fuerza a la mezcla de alimentación a

impactarse en la superficie interior

de la cabeza, más eficiente que las

placas de choque.

Interno con placas tipo vane

de acero inoxidable, no se

recomienda para presión

arriba de 60 bar.

1434 5345

140


En el caso de los separadores D-101, D-201, D-301 y D-402, debido al flujo

a dos fases, se verificó que la velocidad de la alimentación no excediera la

velocidad de erosión.

6.2.3.1.3 Internos auxiliares

Debido a la longitud que tienen los separadores horizontales que se

dimensionaron, será necesario incorporar rompeolas. En el caso del

separador trifásico se incorporó una mampara para separar los

compartimentos de los líquidos y placas perforadas para reducir la

turbulencia de la corriente de alimentación. Todas las boquillas de salida de

líquidos incluyen el rompevórtice.

6.2.3.1.4 Sistema combinado de internos para separadores de succión a

compresor

Para los separadores de la alimentación al compresor, se decidió emplear

separadores de alta eficiencia con las siguientes características:

Tabla 6.5 Separador SVS (Referencia [20])

Recomendado por Sulzer Chemtec® para

separadores interetapas de compresión.

Alta remoción de partículas de 10 micras

y superiores.

Internos: S– Schoepentoeter

(Distribuidor de flujo de alimentación con

placas Vane)

V- Vane

S- Swirldeck (Internos ciclónicos)

K = 0.82 ft/s

141


6.2.3.2 Dimensionamiento de los recipientes

La siguiente tabla presenta las restricciones de dimensionamiento que

habrán de tomarse en cuenta para el diseño de los separadores:

Tabla 6.6 Restricciones de dimensionamiento para caso de aplicación

Equipos

Separadores bifásicos

de 1ª a 3ª etapa de

separación

Separadores de las

etapas de

compresión

Separador trifásico

de 4ª etapa de

separación

Orientación Horizontal Vertical Horizontal / bota

Restricciones de

dimensionamiento

del recipiente

Separación gas-

líquido (Ecuaciones

4.11 y 4.12 y

velocidad crítica en

internos)

Tiempo de

residencia de los

líquidos en el

separador

(Ecuaciones 4.17,

4.18 y tiempo de

residencia en base

a la tabla 3.5 para

mezcla

hidrocarburos/agua

con densidad

mayor a 35 ° API).

3 < L/D < 4

Tiempo de

residencia de los

líquidos en el

separador

(Ecuaciones

4.17, 4.18 y

tiempo de

residencia en

base a la tabla

3.5 para mezcla

hidrocarburos/ag

ua con densidad

mayor a 35 °

API).

3 < L/D < 4

Separación gas-

líquido

(Ecuaciones 4.11

y 4.12 y

velocidad crítica

en internos)

Tiempo de

residencia de los

líquidos en el

separador

(Ecuaciones

4.17, 4.18 y

tiempo de

residencia en

base a la tabla

3.5 para

hidrocarburos

con densidad

mayor a 35 °

API, se considera

mismo tiempo de

residencia para

agua).

Separación de

dos fases

líquidas

(Ecuación 4.28)

3 < L/D < 5

Para la sección de asentamiento por gravedad en los separadores

horizontales se calculó la velocidad terminal, el valor del coeficiente de

142


arrastre se obtuvo mediante procedimiento iterativo a partir de las

ecuaciones 3.9 y 3.16, para incorporar los internos se corrigió el valor de K

de acuerdo a la presión de operación conforme a lo indicado en la tabla 3.6.

El cálculo se muestra a continuación para el separador D-101, las

propiedades fueron tomadas de la tabla 6.1 y se maneja un margen de

diseño de 1.2. Cada paso se enumeró con negrillas.

6.1. Para calcular la velocidad terminal y ajustando las unidades de la

ecuación 3.9, se cálculo el coeficiente de arrastre mediante iteraciones, se

propuso 0.34 como primer valor del coeficiente de arrastre, de ahí se calculó

la velocidad terminal con la ecuación 3.9 y el número de Reynolds:

Con este se valor del número de Reynolds, se calculó de nuevo el coeficiente

de arrastre y ese valor se introdujo de nuevo en el cálculo de la velocidad

terminal:

Con 0.73 se repitió el cálculo de la velocidad terminal, el nuevo coeficiente

de arrastre fue introducido nuevamente, y así de manera sucesiva, hasta

que la diferencia entre el valor del coeficiente utilizado y calculado no

cambiará, el valor que se encontró fue de 0.89:

143


6.2. Alcanzada la convergencia y ya con el valor de la velocidad terminal se

procedió a calcular la relación Lefd para dimensionar el recipiente del

separador en base al volumen de la fase gas, con 50% de la capacidad del

recipiente ocupada por los líquidos:

La sección transversal mínima de flujo de gases para la sección de

asentamiento por gravedad debe ser suficiente para que la velocidad de flujo

de gas no supere la velocidad terminal, por tanto:

6.3. De igual manera, a partir del tiempo de residencia de los líquidos en el

separador, se calculo la relación d2Lef:

í

144


Para el separador trifásico se consideraron los tiempos de residencia y y la

fracción que corresponde a los flujos de agua y crudo.

6.4. Con la información de los eliminadores de niebla se calcularon las

velocidades críticas, con la corrección por presión:

Y la sección transversal mínima de flujo de gas que habrá de proporcionar el

separador es de:

Dado que la sección transversal mínima del separador calculada en el paso

6.2 es mayor que la anterior, el diámetro del separador deberá cumplir con

la relación dLef calculada en el paso 6.2, esto con el fin de que se pueda dar

el asentamiento de partículas de 140 micras previo al paso del gas a través

del eliminador de nieblas.

6.5. En el caso del separador trifásico se calculó el espesor máximo de las

fases, el cual de ser muy pequeño, limita el diámetro del separador ya que

no se garantiza la separación completa de ambas fases líquidas, para el

crudo que se manejo en este caso de aplicación, no hubo complicación

mayor dado que este tiene una viscosidad muy baja, pero cuando se tienen

viscosidades más altas se requiere incrementar el tiempo de residencia de

esta fase:

145


La tabla 6.7 muestra los resultados de los cálculos para las restricciones de

dimensionamiento de los separadores horizontales:

Tabla 6.7 Restricciones de dimensionamiento para separadores horizontales

Restricción D-101 D-201 D-301 D-401

Separación gas-líquido

{por gravedad}

Tamaño de partículas

a remover (micras) 140 140 140 140

Coeficiente de

arrastre 0.89 1.13 1.69 4.17

Vel. Terminal (ft/s) 0.47 0.78 1.16 1.52

Relación dLeff 358 202 198 500

Área de flujo mínima

de gas (ft2) 23.38 13.21 12.95 2.82

Tiempo de residencia de

los líquidos en el

separador

tr (min) 4 4 4 7(ambas

fases)

Relación d2Leff 645,367 600,646 580,210 1,041,870

Velocidad crítica a

través de los internos

K (ft/s) {Corregida} 0.26

(malla)

0.83

(vane)

0.88

(vane)

0.35

(malla)

Vel. Terminal (ft/s) 0.81 4.87 9.44 7.73

Área de flujo mínima

de gas (ft2) 13.44 2.11 1.59 0.37

Separación de dos fases

líquidas

Espesor máximo de la

fase de hidrocarburos

(inch) N/A

322.07

Espesor máximo de la

fase acuosa (inch) 87.12

146


6.2.3.2.1 Dimensionamiento de los separadores horizontales con 50% de

volumen ocupado por líquidos

6.6. Se propusieron diferentes diámetros, de tal manera que se cumplieran

las restricciones de la tabla 6.4, la longitud de los separadores se calculo a

partir de la relación d2Lef con la restricción del tiempo de residencia de los

líquidos y dLef con la restricción de separación de fases, la longitud entre

tangentes se determinó a partir de las ecuaciones 4.30 y 4.31.

Poniendo de nuevo como ejemplo al separador D-101, se calculó la sección

transversal disponible para el flujo de gases a partir de las relaciones

geométricas de la figura 4.1:

6.8. Las longitudes efectivas se obtuvieron a partir de d2Lef y Lefd, los cuales

se encuentran en la tabla 6.7, para los gases:

Para los líquidos:

6.9. Y las longitudes entre tangentes se calcularon mediante:

147


para los gases y para los líquidos:

Y la relación L/D para ambas fases:

Los resultados del dimensionamiento de los separadores horizontales se

muestran en la tabla 6.8, mostrando cinco diámetros considerando la

relación L/D que cumpliese con las restricciones mencionadas en la tabla

6.6, lo primero que se puede observar es que en todos los separadores

horizontales, el dimensionamiento estuvo regido por el tiempo de residencia

de los líquidos.

Tabla 6.8 Dimensiones de separadores horizontales con 50% de vol. con líquidos

D-101

d(inch)

Sección

transversal

gas (ft2)

Gas

Leff

(ft)

Lss gas

(ft) L/D gas

Liq Leff

(ft)

Lss liq

(ft) L/D liq

132 47.52 9.13 20.13 1.83 37.04 49.39 4.49

138 51.93 8.73 20.23 1.76 33.89 45.18 3.93

144 56.55 8.37 20.37 1.70 31.12 41.50 3.46

150 61.36 8.03 20.53 1.64 28.68 38.24 3.06

156 66.37 7.73 20.73 1.59 26.52 35.36 2.72

148


Tabla 6.8 Dimensiones de separadores horizontales con 50% de vol. con líquidos

(Cont.)

D-201

d(inch)

Sección

transversal

gas (ft2)

Gas

Leff

(ft)

Lss gas

(ft) L/D gas

Liq Leff

(ft)

Lss liq

(ft) L/D liq

126 43.30 1.60 12.10 1.15 37.83 50.44 4.80

132 47.52 1.53 12.53 1.14 34.47 45.96 4.18

138 51.93 1.46 12.96 1.13 31.54 42.05 3.66

144 56.55 1.40 13.40 1.12 28.97 38.62 3.22

150 61.36 1.35 13.85 1.11 26.70 35.59 2.85

D-301

d(inch)

Sección

transversal

gas (ft2)

Gas

Leff

(ft)

Lss gas

(ft) L/D gas

Liq Leff

(ft)

Lss liq

(ft) L/D liq

126 43.30 1.57 12.07 1.15 36.55 48.73 4.64

132 47.52 1.50 12.50 1.14 33.30 44.40 4.04

138 51.93 1.43 12.93 1.12 30.47 40.62 3.53

144 56.55 1.37 13.37 1.11 27.98 37.31 3.11

150 61.36 1.32 13.82 1.11 25.79 34.38 2.75

D-401

d(inch)

Sección

transversal

gas (ft2)

Gas Leff

(ft)

Lss

gas

(ft)

L/D

gas

Liq

Leff

(ft)

Lss

liq

(ft)

L/D

liq

Espesor de las

fases (inch)

Hidrocarb Agua

138 51.93 3.62 15.12 1.31 54.71 72.94 6.34 45.80 23.20

144 56.55 3.47 15.47 1.29 50.24 66.99 5.58 47.79 24.21

150 61.36 3.33 15.83 1.27 46.31 61.74 4.94 49.78 25.22

156 66.37 3.20 16.20 1.25 42.81 57.08 4.39 51.77 26.23

162 71.57 3.08 16.58 1.23 39.70 52.93 3.92 53.76 27.24

En el caso del separador trifásico, se calcularon los espesores de las fases,

este cálculo se explica posteriormente ya incorporando el ajuste de los

niveles de líquido para reducir el diámetro del recipiente.

149


6.2.3.2.2 Ajuste de niveles de líquido y reducción del diámetro de

separadores horizontales

6.10. Dado que el flujo volumétrico estándar de gas en los separadores de

2ª a 4ª etapa es menor que en la primera etapa de separación, se propuso

un ajuste en el nivel de los líquidos de la sección de recolección de líquidos

para reducir el diámetro de los recipientes, esto ya que su dimensionamiento

está regido por el tiempo de residencia de los líquidos. Para el ajuste, se

propuso un valor de β distinto de 0.5 y se realizó el cálculo de la constante

de diseño, leyendo el valor de alfa de la gráfica de la figura 4.2, y

recalculando los valores de las relaciones dLeff y d2Lef. Tomando como

ejemplo el separador D-201:

í

Tabla 6.9 Ajuste de niveles para separadores horizontales

Equipo D-201 D-301 D-401

Alfa 0.70 0.70 0.70

Beta 0.65 0.65 0.65

Constante de diseño 1.17 1.17 1.17

Separación gas-líquido

Relación dLef 235 231 560

Tiempo de residencia de

los líquidos en el

separador

Relación d2Lef

429,033 414,436 757,084

150


El dimensionamiento de los separadores horizontales bifásicos sigue el

mismo procedimiento de los pasos 6.6 a 6.9, una vez obtenidas las

relaciones dLeff y d2Lef.

Tabla 6.10 Dimensiones de los separadores horizontales con ajuste de nivel

D-201

d(inch)

Sección

transversal

gas (ft2)

Gas Leff

(ft)

Lss gas

(ft)

L/D

gas Liq Leff (ft)

Lss liq

(ft)

L/D

liq

108 19.09 2.18 11.18 1.24 36.78 49.04 5.45

114 21.26 2.07 11.57 1.22 33.01 44.02 4.63

120 23.56 1.96 11.96 1.20 29.79 39.73 3.97

126 25.98 1.87 12.37 1.18 27.02 36.03 3.43

132 28.51 1.78 12.78 1.16 24.62 32.83 2.98

D-301

d(inch)

Sección

transversal

gas (ft2)

Gas Leff

(ft)

Lss gas

(ft)

L/D

gas Liq Leff (ft)

Lss liq

(ft)

L/D

liq

108 19.09 2.14 11.14 1.24 35.53 47.37 5.26

114 21.26 2.03 11.53 1.21 31.89 42.52 4.48

120 23.56 1.92 11.92 1.19 28.78 38.37 3.84

126 25.98 1.83 12.33 1.17 26.10 34.81 3.31

132 28.51 1.75 12.75 1.16 21.76 29.02 2.52

D-401

d(inch)

Sección

transversal

gas (ft2)

Gas Leff

(ft)

Lss

gas

(ft)

L/D

gas

Liq

Leff

(ft)

Lss

liq

(ft)

L/D

liq

Espesor de las

fases (inch)

Hidrocarb Agua

126 30.31 4.45 14.95 1.42 47.69 63.58 6.06 61.89 20.01

132 33.26 4.25 15.25 1.39 43.45 57.93 5.27 64.83 20.97

138 36.35 4.06 15.56 1.35 39.75 53.01 4.61 67.78 21.92

144 39.58 3.89 15.89 1.32 36.51 48.68 4.06 70.73 22.87

150 42.95 3.74 16.24 1.30 33.65 44.86 3.59 73.68 23.82

6.11. Con el separador trifásico, se calcularon los espesores de cada una de

las fases para poder determinar aproximadamente la altura de las

151


mamparas de división de los compartimentos de líquidos, los espesores se

calcularon usando las relaciones geométricas del capítulo 4.

Resolviendo mediante un procedimiento iterativo se encuentra el valor de βw

que hace que αw=0.1021. En este caso βw = 0.1588. Los espesores de las

fases son entonces:

La figura 6.3, al final de este capítulo muestra el arreglo de mamparas

propuesto para este separador, en base a las densidades de las dos fases

líquidas.

Por seguridad se manejó poco menos del doble de este valor, dejando un Δh

de 23”. Se prefirió por manejar un arreglo de mamparas ya que, debido a

que ambos líquidos presentan una densidad muy similar, la separación se

complica por la velocidad terminal tan baja de partículas de crudo en agua y

al calcular el diámetro mínimo requerido para una bota, este es mayor a la

mitad del diámetro de la coraza, por lo que no se consideró en el diseño del

equipo, para más detalles véase el anexo B.

152


6.2.3.2.3 Dimensionamiento de separadores verticales

6.12. El diámetro del separador se cálculo mediante la expresión de

Souders-Brown, dado que se cuenta con el valor global de K, el cual se

corrigió para su aplicación como tambores de succión a compresores,

obteniéndose de manera directa el diámetro del separador, tomando como

ejemplo al separador D-202:

La relación d2h se determino mediante:

Y la longitud entre tangentes para diámetros menores a 36” de acuerdo a la

ecuación 4.44a:

Tabla 6.11 Dimensiones de separadores de succión a compresor

Restricción D-202 D-302 D-402

Velocidad crítica a

través de los

internos

K (ft/s)

{Corregida} 0.6 0.6 0.6

Vel. Terminal (ft/s) 3.18 6.33 14.68

Área mínima de

flujo de gas (ft2) 3.90 3.42 3.42

Diámetro mínimo

(inch) 26.74 25.04 25.04

Tiempo de residencia

de los líquidos en el

separador

tr (min) 4 4 4

Relación d2h 767 1,167 N/D*

h (inch) 1.28 1.47 N/D*

Lss (ft) 6.44 6.46 6.33 *No se obtuvieron líquidos en la simulación.

153


Como se mencionó en el capítulo 3, se utiliza el siguiente diámetro nominal

al calculado, en este caso, se propusieron tres recipientes de 30” de

diámetro, con una L/D de 3, la longitud de los mismos queda en 7.5’, la cual

satisface la longitud entre tangentes mínima calculada anteriormente y es un

tamaño estándar como los que se mencionan en el capítulo 4, una referencia

en cuanto al acomodo de las boquillas y los internos también puede

observarse en la figura 4.2, se debe consultar con los proveedores el

espaciamiento mínimo entre los internos para garantizar que los mismos

cuentan con suficiente espacio para colocarlos.

6.2.3.3 Determinación del diámetro de las boquillas

6.13. La velocidad de erosión se calculó a partir de la densidad de la

mezcla:

De ahí:

El área de la sección transversal de la boquilla es calculada con la siguiente

expresión la cual aparece en el procedimiento de la especificación API 14 E,

referencia [20], en in2, para el separador D-101:

154


Tabla 6.12 Velocidad de erosión en separadores horizontales

Equipo D-101 D-201 D-301 D-401

Sl 0.76 0.81 0.82 0.82

Sg 0.64 0.69 0.87 0.81

P 1314.7 424.7 107.7 17.0

T 590 588 586 550

R (ft3 gas/BPD liq) 851 194 86 45.68

Z 0.8506 0.9296 0.9688 0.9879

ρm (lb/ft3) 20.69 23.22 15.92 6.16

C 100

Ve (ft/s) 4.83 4.31 6.28 16.24

A(in2/1000 barr liq.) 5.10 4.90 4.88 4.81

A(in2) 575.73 515.05 495.84 500.82

d min(in) 27.07 25.61 25.13 25.25

Calculando el diámetro de boquilla con la velocidad de erosión y

comparándolo con el obtenido por el criterio de diseño para el interno de la

sección de alimentación se puede observar lo siguiente, para el separador D-

101:

El área de la sección transversal que cumple con esta condición es:

155


Y el diámetro correspondiente a esta área es:

La tabla 6.13 muestra el dimensionamiento para las boquillas de

alimentación de los demás separadores.

Tabla 6.13 Boquillas de alimentación de separadores horizontales

Interno de sección de

separación primaria Half-open pipe/ codo

ρm V2 <, = 1434

Equipo D-101 D-201 D-301 D-401

ρm (lb/ft3) 23.06 24.09 16.73 6.47

Vmax (ft/s) 7.89 7.72 9.26 14.89

Flujo actual total de

fluido (ft3/s) 18.17 15.29 21.50 56.42

d min (inch) 20.55 19.06 20.63 26.36

A usar d (inch) 28 26 26 28

Valimentación (ft/s) 4.25 3.58 5.03 13.19

Las velocidades obtenidas mediante el criterio de velocidad del interno y

velocidad de erosión devolvieron resultados muy similares. Se incremento el

diámetro de la boquilla de alimentación dado que por la velocidad de erosión

de la mezcla (de acuerdo a la sección 3.3.2.1 y la referencia [20]) se vería

reducida la vida útil de la tubería y el interno.

En el caso de los separadores verticales, debido a la baja cantidad de

líquidos, las velocidades de erosión son más altas que las velocidades

calculadas con el criterio anterior para la boquilla de alimentación y basta

con calcular aplicando el criterio de dimensionamiento del interno.

156


Tabla 6.14 Boquillas de alimentación de separadores verticales

Interno de sección de separación primaria Schoepentoeter

Criterio ρm V2 <, = 5345

Equipo D-202 D-302 D-402

ρm (lb/ft3) 1.94 0.55 0.10

Vmax (ft/s) 52.49 98.58 231.19

Flujo actual total de fluido (ft3/s) 12.42 21.62 50.17

d min (inch) 6.59 6.34 6.31

A usar d (inch) 8” 8” 8”

Valimentación (ft/s) 35.58 61.94 143.73

6.14. En el cálculo del diámetro de las boquillas de salida de gas para todos

los separadores se manejó el mismo criterio y se calculó mediante la

ecuación 5.2, para el separador D-101:

El área de la sección transversal que cumple con esta condición es:


157


Se toma el siguiente diámetro par que es 10”. La tabla 6.15 resume los

resultados de los cálculos para las boquillas de salida de gas de todos los

separadores.

Tabla 6.15 Boquilla de salida de gas

Separadores horizontales

ρg V2 <, = 2769

Equipo D-101 D-201 D-301 D-401

ρg (lb/ft3) 4.52 1.42 0.44 0.10

Vmax (ft/s) 24.75 44.16 79.33 50.17

Flujo actual de gas (ft3/s) 10.93 8.54 14.97 166.40

d min (inch) 9.00 5.95 5.88 7.43

A usar d (inch) 10” 6” 6” 8”

Vgas (ft/s) 20.04 43.49 76.24 143.73

Separadores verticales

ρg V2 <, = 2769

Equipo D-202 D-302 D-402

ρg (lb/ft3) 1.93 0.54 0.10

Vmax (ft/s) 37.87 71.61 166.40

Flujo actual de gas (ft3/s) 12.42 21.62 50.17

d min (inch) 7.75 7.44 7.43


Vgas (ft/s) 35.58 61.94 143.73

6.15. En el cálculo del diámetro de las boquillas de salida de líquidos para

todos los separadores, se buscó que la velocidad de los líquidos no excediera

de 4 ft/s, se tomo como velocidad 3.3 ft/s para dar un margen de tolerancia,

tomando como ejemplo el separador D-101:


158


Se toma el siguiente diámetro par que es 10”. La tabla 6.15 resume los

resultados de los cálculos para las boquillas de salida de gas de todos los

separadores. Para el caso del separador trifásico, hubo que realizar de igual

el cálculo para las boquillas de salida de crudo y agua por separado. En el

caso de los separadores verticales, dado que la cantidad de líquidos es

mínima, se manejaron boquillas de 2”.

Tabla 6.16 Boquilla de salida de líquidos para separadores horizontales

Separadores horizontales

V (ft/s) <, = 3.3

Equipo D-101 D-201 D-301 D-401

Crudo Agua

Flujo de líquido (ft3/s) 7.25 6.76 6.52 5.98 0.88

d min (inch) 20.07 19.38 19.03 18.22 6.99

A usar d (inch) 20” 20” 20" 20” 8”

Vliq (ft/s) 2.75 2.56 2.99 2.74 2.52


V (ft/s) <, = 3.3

Equipo D-202 D-302 D-402

Flujo de líquido (ft3/s) 0.002 0.003 N/D

d min (inch) 2” 2” 2”


Vliq (ft/s) N/D N/D N/D

159


6.2.3.4 Cálculo de espesores

Para el cálculo del espesor del recipiente se siguió lo indicado en la sección

5.3.3, la presión de relevo de la válvula de seguridad se propuso en base a

la tabla 5.1, la MAWP se tomo de las tablas 4.1 y 4.2. Se consideró servicio

con agentes corrosivos por lo que se manejo un espesor de 0.25” adicional

al calculado.

6.16. Lo primero que se hizo fue determinar la MAWP del equipo, para ello

de la tabla 5.1, se verificó la diferencia entre la MAWP y la presión de

operación, de tal manera que no se activen los dispositivos de relevo

continuamente, para el separador D-101, cuya presión es 1314.7 Psia:

De la tabla 4.1, la MAWP tomada para el diseño es de 1440 psi, y en base a

este valor se calcularon los espesores de la coraza y las cabezas. El espesor

de la coraza se calcula mediante la siguiente expresión tomada de la tabla

5.5:

Y para las cabezas:

160


La tabla 6.17 presenta los resultados del cálculo del espesor de los

recipientes.

Tabla 6.17 Cálculo de espesores de recipientes

Material Acero al Carbon

SA-516 Gr. 70 (Clad de acero inoxidable)

S (psi) 20,000

Consideración corrosión (inch) 0.25

Eficiencia de juntas 1

Separadores horizontales y trifásico

Equipo D-101 D-201 D-301 D-401

Poperación (psia) 1315.7 424.7 124.7 17.0

Prelevo valv. seguridad

(psia) 1380 475 130 27.0

MAWP (psia) 1440 500 200 125

Cabezas

Tipo Hemiesféricas Elípticas 2:1 Elípticas 2:1 Elípticas 2:1

Espesor min cabezas

(inch) 2.75 1.00 0.55 0.45

Espesor a usar 2 ¾” 1” ¾” ½”

Coraza

Espesor min coraza

(inch) 5.44 1.77 0.85 0.65

Espesor a usar 5 ½” 2” 1” ¾”


Equipo D-202 D-302 D-402

Poperación (psia) 424.7 124.7 17.0

Prelevo valv. seguridad (psia) 475 130 27.0

MAWP (psia) 500 200 125

Cabezas

Cabezas Eliptica 2:1 Eliptica 2:1 Eliptica 2:1

Espesor min cabezas (inch) 0.44 0.33 0.30

Espesor a usar ½” ½” ½”

Coraza

Espesor min coraza (inch) 0.63 0.4 0.34

Espesor a usar ¾” ½” ½”

El espesor de lámina del separador D-101, las siguientes son formas de

reducirlo:

1) Reduciendo el diámetro del separador.

161


2) Disminuyendo la presión de diseño, se puede realizar el cálculo con

una presión mayor a 1380 Psia, sin embargo, no se tiene gran

diferencia en el espesor y el equipo no quedaría protegido ante una

sobrepresión.

3) Disminuyendo la presión de operación, sin embargo se requiere de un

análisis en la composición de salida del las corrientes de gas y líquido y

debe tenerse en cuenta que pudiera necesitarse recompresión.

Las dimensiones definitivas de los recipientes, boquillas y espesores

calculados anteriormente se encuentran en la tabla 6.18. Las figuras 6.2 y

6.3 ejemplifican el acomodo de los internos y como se verían los niveles de

líquido, adicionalmente, se estimó el costo de compra de los equipos de

separación antes diseñados presentando los resultados en la tabla 6.19, en

el apéndice A.6 se muestran los detalles del procedimiento de cálculo.

El margen de diseño es una forma de darle flexibilidad al separador,

permitiéndole manejar un porcentaje adicional al flujo máximo de

alimentación, en otras referencias, se asignan tiempos de residencia

mínimos para los compartimentos del separador, así como volúmenes para

definir los niveles máximos y mínimos de operación, de igual manera

adicionan un volumen para control espumas y emulsiones.

Aunque parece que hay bastante espacio sin ocuparse más que para

almacenar líquidos, falta considerar soportes de los internos, entradas-

hombre para mantenimiento, instrumentación y dispositivos de relevo.

162


Tabla 6.18 Lista de equipo de separación definitiva

TAG Servicio Orientación/Dimensiones Boquillas Internos Espesor

Coraza Cabezas/Tipo

D-101

Separador

bifásico de 1ª

etapa

Horizontal Alimentación 28” -Sección de

separación primaria:

*Media tubería/codo

-Eliminadores de

niebla:

*Vane (Segunda y

Tercera etapa)

*Malla (Primera etapa

y Trifásico)

-Auxiliares:

*Rompevórtices

*Rompeolas

*Mamparas divisora

de compartimentos y

reductoras de

turbulencia (Trifásico)

5 ½” 2 ¾”

Hemisférica Diámetro 144” Gas 10”

Longitud 42.5’ Líquido 20”

D-201

Separador

bifásico de 2ª

etapa

Horizontal Alimentación 26”

2” 1”

Elíptica 2:1 Diámetro 120” Gas 6”

Longitud 40’ Líquido 20”

D-301

Separador

bifásico de 3ª

etapa

Horizontal Alimentación 26”

1” ¾”

Elíptica 2:1 Diámetro 120” Gas 6”

Longitud 40’ Líquido 20”

D-401

Separador

trifásico de 4ª

etapa

Horizontal Alimentación

28”

¾” ½”

Elíptica 2:1 Diámetro 138”

Gas 6”

Longitud 55’ Crudo 20”

Agua 8”

D-202

Separadores de

succión a

compresor

Vertical

Alimentación 8” -Sección de

separación primaria:

*Schoepentoeter

-Eliminadores de

niebla:

*Vane

*Ciclónicos

-Auxiliares

*Rompevórtices

½” ½”

Elíptica 2:1 Diámetro 30”

D-302

Altura 7.5’

Gas 8” ½” ½”

Elíptica 2:1

D-402 Líquido 2” ¾” ½”

Elíptica 2:1

163


Tabla 6.19 Estimación del costo de compra de los separadores del caso de aplicación

Equipo de

separación

Costo £,

1992

Presión de

diseño

(bar)

Factor de

corrección

por presión

Material

Factor de

corrección

por material

Factor de

actualización

1992/2009 y

cambio de

divisas £ a

US$

Factor de

inclusión

de internos

y boquillas

Costo

Aproximado

US$, 2009

D-101 42,000 91 2.2 Ac.al carbón

+ clad SS

1.5 2.55 1.05

375,000

D-201 30,000 29 1.4 Ac.al carbón

+ clad SS 170,000

D-301 30,000 9 1.1 Ac.al carbón

+ clad SS 135,000

D-401 60,000 1 1.0 Ac.al carbón

+ clad SS 245,000

D-202

3,000

29 1.4 Ac.al carbón

+ clad SS 12,500

D-302 9 1.1 Ac.al carbón

+ clad SS 12,500

D-402 1 1.0 Ac.al carbón

+ clad SS 12,500

164


Fig. 6.2 Separador D-101 (Acotaciones en pulgadas)

165


Fig. 6.3 Separador D-401 (Acotaciones en pulgadas)

166

Capítulo VII. Conclusiones y recomendaciones

CAPÍTULO VII. CONCLUSIONES Y RECOMENDACIONES

Sobre los objetivos de la tesis

Se expusieron los aspectos principales para llevar a cabo el diseño del

equipo de separación, basándose en los fenómenos físicos que rigen la

separación y los modelos que la describen.

Se describieron los diferentes componentes del equipo de separación y

algunas alternativas de internos para facilitar su operación, mejorar su

rendimiento e incluso reducir sus dimensiones.

Se manejó una metodología de diseño la cual incorpora las

separaciones tanto de líquidos como de mezclas gas-líquido.

Se desarrollo un caso de aplicación, el cual permitió tener diferentes

situaciones permitiendo incorporar los diferentes conceptos,

procedimientos y consideraciones presentadas durante el desarrollo de

este trabajo.

Sobre el caso de aplicación

Una de las primeras observaciones es que a pesar de que el flujo

volumétrico a condiciones estándar para los cuatro separadores horizontales

varía considerablemente, debido a las diferencias en la presión de operación,

el flujo a condiciones actuales hace que los dos separadores de las etapas

intermedias tengan prácticamente las mismas dimensiones.

Al estar integrados los separadores en un sistema, puede verse evolucionar

la corriente de líquidos separados, y las diferencias entre las corrientes de

gas, si uno concentra su atención en la densidad de las fases involucradas y

la viscosidad, se observará que estas propiedades rigen considerablemente

167


las dimensiones del separador, lo se ve reflejado en las velocidades

terminales, las cuales son mayores para mezclas gas-líquido.

Buscando reducir el volumen del equipo, y por consiguiente, el material

empleado en la fabricación de este, se puede tener como alternativa dividir

los flujos de alimentación entre más equipos, sin embargo, debe hacerse un

análisis de requerimientos de tubería y los costos de tomar esta decisión.

Para ello, incorporar internos eliminadores de niebla más eficientes, sistemas

combinados de internos y ajuste en los niveles de líquidos fueron las

alternativas que se manejaron en esta ocasión. Una de las desventajas que

se tiene al manipular los niveles de líquidos es que restringe el control de

nivel, ya que los líquidos ascienden más rápido cuando ocupan mayor

volumen en el separador horizontal que cuando se trabaja con el 50 % de la

capacidad del separador ocupado por líquidos, de igual manera, el espacio

para colocar los eliminadores de niebla o internos de la sección se

separación primaria se reduce considerablemente.

Sobre las novedades en diseño de equipo de separación

Este trabajo presenta un marco de referencia para el diseño de separadores

basado en observaciones que en su mayoría son empíricas y que han sido

modeladas a partir de los principios físicos que rigen el movimiento de

partículas dentro de fases continuas.

En los últimos cuarenta años y aprovechando la evolución de las

computadoras, las secciones de innovación y desarrollo de las empresas de

fabricación de internos y recipientes para separación de fases han

incorporado en mayor medida el análisis CFD (Computational Fluid

Dynamics), el cual consiste en analizar mediante las ecuaciones de

continuidad (principalmente las de momentum) el comportamiento de los

168


fluidos dentro del equipo de separación y los internos. Prácticamente, se

obtiene una maqueta dinámica en tres dimensiones del separador, la cual

permite ver el funcionamiento del equipo en tiempo real, la respuesta ante

cambios en las condiciones de alimentación y operación del equipo,

problemas e interacción de los fluidos con los diferentes tipos de interno, no

solo existentes, ya que si un diseñador propone un nuevo tipo de interno,

este puede simularse y estudiarse dentro de la maqueta.

Cabe destacar que la maqueta puede ser utilizada para capacitar al personal

de operación, tener control del equipo de separación, seleccionar la

instrumentación adecuada e incluso simular condiciones de riesgo en las

cuales se requiere tomar decisiones de manera instantánea.

Esta herramienta permite reducir el sobre diseño de manera considerable

teniendo impacto sobre costos fijos y de operación del equipo.

Aunque únicamente el caso de aplicación manejo separadores horizontales y

verticales, la aplicación de separadores ciclónicos y venturi esta en

desarrollo, buscando reducir las caídas de presión e incrementando el

intervalo de flujo de alimentación en los que se opera el equipo, es una

alternativa que busca principalmente reducir el espacio ocupado por estos

separadores y el costo de la manufactura.

Sobre el alcance de este trabajo

Aunque el trabajo se limita a baterías de separación para instalaciones de

producción de gas y crudo, este trabajo puede aplicarse a separadores en

diferentes plantas de proceso, deshidratación con glicol, recuperación de

aminas, recirculación para columnas de destilación, separadores de carga a

plantas de refinación, entre otros, la única diferencia radica en las

propiedades de las corrientes de alimentación y productos de separación.

169

Bibliografía

BIBLIOGRAFÍA

[1] ARNOLD, K. & STEWART M. Surface Production Operations. Vol. I. 3rd.

Ed. Gulf Professional Publishing (Elsevier). Burlington,

Massachusetts, EUA, 2008.

[2] ARNOLD, K. & STEWART M. Gas-Liquid and Liquid-Liquid Separators.

Gulf Professional Publishing (Elsevier). Burlington, Massachusetts,

EUA, 2008.

[5] MOSS D. Pressure Vessel Design. 3rd. Edition. Elsevier. Burlington,


[6] API (American Petroleum Institute) , API Specification 12J - Specification

for Oil & Gas Separators, 7th Edition, Washington, DC, October 1,

1989.

[7] LYONS, W. Standard Handbook of Petroleum & Natural Gas Engineering.

Vol. 2. Gulf Professional Publishing (Butterworth-Heinemann).

Houston, TX, USA, 1996.

[9] MANNING F. S. & THOMPSON R. E. Oilfield Processing Vol. Two: Crude

Processing. Penwell. Tulsa, Oklahoma, USA, 1995.

[10] LUDWIG, E.E. Applied Process Design for Chemical and petrochemical

plants. Vol. 1. 3rd. Ed. Gulf Professional Publishing (Butterworth-

Heinemann). Houston, TX, USA, 1999.

[11] BRANAN C. R. Rules of thumb for Chemical Engineers. 3rd. Ed. Gulf

Professional Publishing (Elsevier). Burlington, Massachusetts, EUA,

2002.

[12] GPSA (Gas Processors Suppliers Association) Engineering Data Book

(Electronic), 11th ed. Tulsa, Oklahoma, USA.

170

Bibliografía

[14] DARBY, R. Chemical Engineering Fluid Mechanics. 2nd. Ed. Dekker. New

York, USA, 2001.

[15] WALAS, S. M. Chemical Process Equipment, Selection and Design.

Butterworth-Heinemann. Massachusets, USA, 1990.

[16] ACS (AMERICAN COPPER SPONGE) INC. Liquid-Liquid Coalescer Design

Manual. ACS, Separations & Mass Transfer Products.

Descarga: http://www.acsseparations.com/separation-

technologies/liquid-liquid-coalescers/default.html

[19] SULZER CHEMTEC. Gas-Liquid Separation Technology. Consulta:

http://www.sulzerchemtech.com/portaldata/11/Resources//broch

ures/mtt/Gas_Liquid_Separation_Technology_20090819.pdf

(15 de octubre de 2010, 14:15 PM)

[20] API. API RP 14E “Recommended Practice for Design and Installation of

Offshore Production Platform Piping Systems”, 5th. Ed.,

Washington, DC, October 1, 1991.

[21] MOYA, A. Estimación de costes y rentabilidad de equipos. Consulta:

http://web.usal.es/~tonidm/DEI_02_Costes.pdf (18 de Octubre de

2010, 12:27 PM)

[22] LYONS W. Working guide to Petroleum and Natural Gas Engineering.

3rd. Ed. Gulf Professional Publishing (Elsevier). Burlington,


[23] AMISTCO, Mesh & Vane Mist Eliminators Catalog.

[24] MONNERY, W. & SVRCEK, W. Successfully specify three phase

separators. Chemical Engineering Progress. September, 1994.

Pág. 29

http://www.acsseparations.com/separation-technologies/liquid-liquid-coalescers/default.html

http://www.acsseparations.com/separation-technologies/liquid-liquid-coalescers/default.html

http://www.sulzerchemtech.com/portaldata/11/Resources/brochures/mtt/Gas_Liquid_Separation_Technology_20090819.pdf

http://www.sulzerchemtech.com/portaldata/11/Resources/brochures/mtt/Gas_Liquid_Separation_Technology_20090819.pdf

http://web.usal.es/~tonidm/DEI_02_Costes.pdf

171

Bibliografía

[25] MONNERY, W. & SVRCEK, W. Design Two Phase Separators Within the

Right Limits. Chemical Engineering Progress. October, 1993. Pág.

53

[26] BAZUA, E. Notas del Curso de Termodinámica Química. Consulta:

http://depa.pquim.unam.mx/fisiquim/pdf/bazua/NotasTQCapitulo

3Completo.pdf (7 de Noviembre de 2010, 15:45)

[27] WOLVERINE TUBE, INC. Engineering Data Book. Consulta:

http://www.wlv.com/products/databook/db3/data/db3ch12.pdf

(17 de Diciembre de 2010, 18:50)

[28] BROWNELL, Lloyd / YOUNG, Edwin. Process equipment design. Jhon

Wiley & Sons. New York, USA, 1959. Págs. 76 – 86.

http://depa.pquim.unam.mx/fisiquim/pdf/bazua/NotasTQCapitulo3Completo.pdf

http://depa.pquim.unam.mx/fisiquim/pdf/bazua/NotasTQCapitulo3Completo.pdf

http://www.wlv.com/products/databook/db3/data/db3ch12.pdf

172

Tesis Universitarias

TESIS UNIVERSITARIAS

[a] JURADO GALLARDO, Jonathan. “Separadores bifuncionales (1ª/2ª etapa)

en baterías de producción costa afuera.” Facultad de Ingeniería

UNAM, 2009. (Ingeniero Petrolero)

[b] REDONDA GODOY, Cinthya A. “Separación y estabilización de aceite

crudo.” Facultad de Ingeniería UNAM, 2008. (Ingeniero Petrolero)

[c] ROMÁN MORENO, Gabriela. “Optimización en línea de una batería de

separación de hidrocarburos”. Facultad de Química UNAM, 2000.

(Ingeniero Químico)

[d] MARTÍNEZ DÁVILA, Gabriel. “Análisis teórico y metodología para el

diseño y especificación de eliminadores de niebla”. Facultad de

Química UNAM, 1999. (Ingeniero Químico)

[e] MENDOZA MAY, Lázaro A. “Separación y Medición de Aceite y Gas en una

Plataforma de Producción del Campo Cantarell.” Facultad de

Ingeniería UNAM, 1984. (Ingeniero Petrolero)

[f] HINOJOSA PUEBLA, Juan J. “Separación de aceite y gas en los campos

petroleros.” Facultad de Ingeniería UNAM, 1982. (Ingeniero

Petrolero)

[g] CAMPOS ESPINOZA, Nikra E. “Baterías de separación como unidad de

producción”. Facultad de Ingeniería UNAM, 1981. (Ingeniero

Petrolero)

[h] GONZÁLEZ Y VEGA, Federico G. “Separadores gas-crudo en la industria

petrolera”. Facultad de Química UNAM, 1963. (Ingeniero Químico)

173

Apéndices

APÉNDICES

Como se mencionó en los capítulos 3 y 4, para llevar a cabo el

dimensionamiento de los recipientes y boquillas, además para calcular la

velocidad crítica de los gases y vapores a través de los eliminadores de

niebla, se debe contar con la siguiente información:

Factor de compresibilidad del gas

Densidades o gravedades específicas de cada una de las fases a

separar

Viscosidad de cada fase

Generalmente se cuenta con la composición de la corriente de proceso y con

información a condiciones estándar, sin embargo, es necesario estimar el

volumen de los fluidos a las condiciones de operación del separador.

Conocidas las condiciones de operación del separador (P, T) y la composición

de la corriente se procede a estimar las anteriores propiedades mediante un

modelo que puede ser una ecuación de estado o una grafica que permita

estimar estas propiedades.

A.1 Factor de Compresibilidad

El factor de compresibilidad indica la desviación con respecto al

comportamiento del modelo del gas ideal de una mezcla gaseosa y se

calcula de la siguiente manera:

(A.1)

A partir de las propiedades críticas de los componentes de la mezcla y

mediante la ley de los estados correspondientes, se puede determinar el

174

Apéndices

factor de compresibilidad. Recordando que para componentes puros las

propiedades reducidas se definen de la siguiente manera:

(A.2)

Para mezclas se definen propiedades pseudo-críticas y pseudo-reducidas de

la siguiente manera:

(A.3)

(A.4)

Para determinados valores de presión y temperatura pseudo-reducida, los

valores de Z están graficados en la figura A.1. A las propiedades pseudo-

críticas se debe agregar una corrección si la mezcla contiene H2S o CO2, la

cual se obtiene de la siguiente manera:

(A.5)

(A.6)

175

Apéndices

Donde “y” es la fracción mol de H2S o CO2 en la mezcla y e se calcula de la

siguiente manera:

(A.7)

Se tiene también como alternativa a la grafica de la figura A.1 la ecuación

presentada por Hall-Yarborough para la determinación del factor de

compresibilidad:

(A.8)

Donde t es el inverso de la Tpc y “y” se calcula mediante la solución de la

siguiente ecuación:

En el caso de estar manejando una ecuación de estado cúbica, se debe

contar con la expresión correspondiente para determinar el factor de

compresibilidad, en el caso de la ecuación de Peng-Robinson:

(A.9)

Los coeficientes de esta ecuación son:

176

Apéndices

Para el cálculo del factor de compresibilidad, se debe resolver entonces la

siguiente ecuación:

(A.10)

177

Apéndices

Fig. A.1 Factor de compresibilidad a partir de propiedades pseudo-reducidas

(Referencia [22])

178

Apéndices

A.2 Densidades y gravedades específicas

Para gases, la gravedad específica se define como:

(A.11)

Para mezclas de hidrocarburos en fase líquida, la densidad en °API está

relacionada a la gravedad específica de la siguiente forma:

(A.12)

Donde:

(A.13)

Para encontrar la gravedad específica a la temperatura de operación del

separador, o a condiciones estándar se puede recurrir a la gráfica de la

figura A.2. La figura A.2 no considera que al incrementar la temperatura se

desprenden gases y vapores de los líquidos, al mismo tiempo, no se toman

en cuenta cambios en la fase líquida debidas a los cambios en la presión. A

pesar de estas observaciones, esta gráfica provee de información aceptable

para ser usadas en cálculos de diseño.

179

Apéndices

Fig. A.2 Gravedad específica a diferentes temperaturas (Referencia [1])

180

Apéndices

A.3 Viscosidad

La figura A.3 puede ser utilizada para determinar la viscosidad de

hidrocarburos en fase gas, no se está considerando la presencia de N2, CO2 y

H2S, sin embargo es una buena aproximación si se conoce la gravedad

específica a condiciones estándar.

Fig. A.3 Viscosidad de hidrocarburos en fase gas (Referencia [1])

181

Apéndices

De igual manera se puede determinar la viscosidad de la fase líquida

mediante la gráfica de la figura A.4, siempre que se conozca su densidad, la

viscosidad en esta gráfica es la viscosidad cinemática y está relacionada a la

viscosidad absoluta mediante la siguiente ecuación:

(A.14)

Fig. A.4 Viscosidad cinemática de hidrocarburos en fase líquida (Referencia [1])

182

Apéndices

Los datos de esta gráfica se encuentran correlacionados de la siguiente

manera y se basan en el análisis de 460 muestras de crudo:

(A.15)

En esta expresión la temperatura se maneja en °F y G es la densidad del

crudo en °API.

A.4 Caracterización de las fracciones C6+ y C7+

Por lo general, es sencillo determinar la proporción de los componentes más

ligeros en una mezcla de hidrocarburos, los cuales son generalmente

cadenas de uno hasta cinco carbonos, a su vez, las propiedades críticas y el

factor acéntrico, datos que son utilizados para los cálculos de equilibrio

mediante ecuaciones de estado ya se encuentran reportados en la literatura.

Sin embargo, los elementos de 6, 7 o más carbonos, aunque se encuentren

en una proporción muy pequeña, pueden tener gran influencia en el

comportamiento de fases de toda la mezcla, el punto de rocío se ve afectado

en gran medida por la proporción de los componentes más pesados y la

naturaleza de estos. Esto se debe a que las fracciones C6+ o C7+ están

compuestas por una mezcla de diferentes hidrocarburos (incluyendo los

isómeros correspondientes a cada uno de ellos) con diferentes pesos

183

Apéndices

moleculares pertenecientes, al menos, a tres familias de hidrocarburos:

naftenos, parafinas y aromáticos.

Es de gran ayuda definir un pseudo-componente el cual permita describir el

comportamiento de una mezcla de hidrocarburos que componen estas

fracciones como si fueran un componente puro. Se han desarrollado

diferentes procedimientos, los cuales a partir de un mínimo de información

como temperatura de ebullición inicial, masa molecular, gravedad específica

o densidad a 60 °F, al menos dos de estos datos los cuales son obtenidos a

partir de pruebas de laboratorio, correlacionan las propiedades críticas y los

datos antes mencionados.

Los principales medios para obtener esta información sobre las fracciones

C6+ o C7+ son los siguientes:

a) A partir de la densidad API o la gravedad específica de las fracciones

C6+ o C7+, las demás propiedades son estimadas a partir de

correlaciones de datos.

b) Análisis por cromatografía, en el cual se presenta cada fracción

mediante series de parafinas desde n-hexano hasta C30+. Algunos de

ellos incorporan componentes aromáticos y olefinas en la

caracterización a manera de mejorar la descripción de la fracción.

c) Prueba ASTM D-86 (o técnicas similares), en las cuales se realiza la

destilación batch y sin reflujo de la mezcla de hidrocarburos midiendo

al menos 7 diferentes volúmenes de destilado obtenido (INICIO, 10,

30, 50, 70, 90 y FIN) y reportando su temperatura de ebullición. En

esta prueba, se reporta el peso molecular y la gravedad específica de

toda la fracción C6+ o C7+.

d) Análisis TBP (True Boiling Point) parcial, en el cual se realiza una

destilación batch, sin embargo se incorpora una columna con

184

Apéndices

diferentes etapas de equilibrio (15 etapas teóricas y una relación de

reflujo de 5 de acuerdo a la prueba ASTM-D-2892). Este análisis

proporciona una separación más definida de los volúmenes de

destilado, por lo general se reportan de 5 a 20 parejas de datos en la

curva de destilación junto con la medición de la masa molecular y la

gravedad específica de la fracción C6+ o C7+.

e) Análisis completo TBP, a diferencia del análisis parcial, esta prueba

reporta el peso molecular y la gravedad específica de cada una de las

sub-fracciones. Por lo general, el análisis completo TBP maneja al

menos 55 conjuntos de datos (temperaturas, peso molecular y

gravedad específica). De los procedimientos aquí descritos, es el que

mejor describe las muestras analizadas.

Ya que se cuenta con la información proporcionada mediante algunas de las

pruebas antes mencionadas, se pueden calcular el resto de las propiedades

mediante correlaciones de datos. La más sencilla se basa en la proporción de

naftenos, parafinas y aromáticos, siendo ξ la propiedad que se quiere

estimar para la fracción (presión crítica, temperatura crítica, peso molecular,

etc.), y los subíndices indicando la familia de hidrocarburos:

(A.16)

Donde P+A+N=1.0 e indican las fracciones correspondientes a naftenos,

parafinas y aromáticos.

La siguiente correlación es más compleja, a partir de los datos obtenidos por

los procedimientos experimentales definidos anteriormente, las propiedades

pueden estimarse utilizando la siguiente expresión y aplicando los

185

Apéndices

coeficientes de la tabla A.5, en esta expresión S es la densidad del líquido

analizado a 20 ° C dividido entre la densidad del agua a 4 ° C:

(A.17)

Tabla A.1 Coeficientes para la ecuación A.19 (Referencia [22])

a b c

MW 4.5673 x 10-5 2.1962 -1.0164

TC (R) 24.2787 0.58848 0.3596

PC (psia) 3.12281 x 10-9 -2.3125 2.3201

ρ (g/cm3) 0.982554 0.002016 1.0055

A.5 Separación Flash

En una mezcla de n componentes se desea saber si a las condiciones de P y

T se tiene una mezcla líquido-vapor/gas.

Fig. A.5 Esquema de separación de fases (Referencia [26])

Se deben resolver el siguiente sistema de ecuaciones compuesto por el

balance de materia y las relaciones de equilibrio para cada uno de los

componentes.

186

Apéndices

Relaciones de equilibrio

(A.18)

Balance de materia

(A.19)

Donde Ki es la razón de equilibrio y se obtiene a partir de la presión de

vapor de cada uno de los componentes (la cual es función de la temperatura

y se obtiene a partir de la ley de Antoine para componentes puros) y la

presión total del sistema.

(A.20)

Si todas las Ki son mayores a uno, se tiene solo vapor, si todas las Ki son

menores a uno, se tiene solamente líquido. Combinando A.18 y A.19 se

obtienen:

(A.21)

(A.22)

187

Apéndices

Estas dos últimas ecuaciones permiten obtener las composiciones de cada

una de las fases, con el tratamiento correcto de los datos y el método

numérico adecuado se pueden resolver diferentes problemas de equilibrio de

fases. Dado que la suma de las fracciones es uno, se puede utilizar la

siguiente función como restricción para la solución de problemas.

(A.23)

Los problemas básicos a resolver mediante este método son los siguientes:

Tabla A.2 Problemas típicos de equilibrio de fases

Problema Valor de V/F Valor de V/F Variables

conocidas

Variable a

iterar

Presión de Burbuja 0 0 T, zi P

Presión de Rocío 1 1

Temperatura de

Burbuja 0 0

P, zi T Temperatura de

Rocío 1 1

Si se quiere conocer el grado de vaporización de la corriente de

alimentación, conviene aprovechar las simplificaciones de la ecuación A.23

obtenidas con V/F igual a uno y cero. Teniendo P y T, siendo:

V/F = 0

(A.24)

188

Apéndices

Si esta función es negativa, se tiene solo líquido.

V/F = 1

(A.25)

Si esta función es positiva, se tiene solo vapor. Si se da el caso de que A.24

devuelve un resultado positivo y A.25 negativo, tenemos entonces una

mezcla líquido vapor, dado que se conocen P y T, se busca la V/F que

proporciona la solución de la ecuación A.23. Para la obtención de las

envolventes de la Tabla 1.1, se procedió fijando diferentes valores de

Presión y se calcularon las temperaturas de rocío y burbuja.

Los datos obtenidos mediante los procedimientos anteriores deben de

proporcionar una descripción objetiva del comportamiento de fases de la

fracción. En este trabajo se utilizó el simulador HYSYS ver. 3.2 para la

estimación de propiedades y para resolver el balance de materia del caso de

aplicación, la única diferencia está en que la base de datos del simulador, en

lo que se refiere a propiedades, parámetros de interacción binaria,

coeficientes de actividad y ecuaciones de estado es más amplia además de

que se utilizan métodos numéricos más precisos.

A.6 Estimación del costo de compra del equipo de separación

Una forma rápida de estimar el costo del equipo de separación es utilizando

las curvas que se anexan a continuación y se tomaron de la referencia [21]:

189

Apéndices

Fig. A.6 Costos de recipientes verticales

Fig. A.7 Costos de recipientes horizontales

190

Apéndices

A cada curva le corresponde un diámetro en pulgadas de acuerdo a la tabla

siguiente:

Tabla A.3 Curvas de costos de las figuras A.6 y A.7

Curva Diámetro,

inch

1 20”

2 40”

3 80”

4 120”

Al precio estimado de las curvas deben agregarse las siguientes correcciones

por presión y por material.

Tabla A.4 Factores de corrección a precios de compra de recipientes a presión

Material Factor de correción

Acero al carbón 1.0

Acero Inoxidable 2.0

Monel 3.4

Clad de Acero Inoxidable 1.5

Clad de Monel 2.1

Presión (bar) Factor de corrección

1-5 1.0

5-10 1.1

10-20 1.2

20-30 1.4

30-40 1.6

40-50 1.8

50-60 2.2

191

Apéndices

Debe considerarse de 5 a 10% adicional para estimar el costo de los

internos. Para actualizar los precios, se requieren de los índices

correspondientes a los años en cuestión y actualizar mediante la siguiente

expresión:

(A.26)

Se utilizó el Chemical Engineering Plant Cost Index, los índices

correspondientes de 1992 a 2008 se mencionan en la siguiente tabla:

Tabla A.5 Chemical Engineering Plant Cost Index 1992-2009

Año Índice Año Índice

1992 358.2 2001 394.3

1993 359.2 2002 395.6

1994 368.1 2003 401.7

1995 381.1 2004 444.2

1996 381.7 2005 468.2

1997 386.5 2006 499.6

1998 389.5 2007 525.4

1999 390.6 2008 575.4

2000 394.1 2009* 609.1

* Extrapolado linealmente en base a la tendencia de los 3 años anteriores

Se toma en cuenta, para 2009, 1.5 USD = 1 libra esterlina. El procedimiento

anterior no considera impuestos, costos de instalación ni de transporte.

192

Anexos

ANEXOS (INFORMACIÓN COMPLEMENTARIA DEL CASO DE

APLICACIÓN)

Anexo A. Balance de materia del caso de aplicación

DESCRIPCIÓN CORRIENTE PROVENIENTE DE

POZOS

PR

OP

IED

AD

ES

NOMBRE 100

FRACCIÓN VAPOR 0.3070

TEMPERATURA [°F] 130.00

PRESIÓN [PSIA] 1314.70

FLUJO MOLAR [LBMOL/H] 26101.75

FLUJO MÁSICO [LB/H] 1301320.02

DENSIDAD [LB/FT3] 23.06

VISCOSIDAD [cP] --

Z 0.8506

PESO MOLECULAR 49.86

FLUJO VOL. STD. GAS [MMSCFD] 72.98

FLUJO VOL. STD. LIQ. [BPD] 94116

COMPOSICIÓN EN FRACCIÓN MOL

CO

MP

ON

ENTE

S

N2 0.0027

CO2 0.0019

H2S 0.0053

C1 0.3491

C2 0.0384

C3 0.0256

i-C4 0.0035

C4 0.0086

i-C5 0.0047

C5 0.0084

C6+ 0.1935

H2O 0.3583

193

Anexos

DESCRIPCIÓN LÍQUIDOS RECUPERADOS

PR

OP

IED

AD

ES

NOMBRE 101 102 103 104 105 106 107

FRACCIÓN VAPOR 0.0000 0.1029 0.0000 0.0493 0.0000 0.0336 0.0281

TEMPERATURA [°F] 130.00 128.85 128.85 126.14 126.14 120.97 90.00

PRESIÓN [PSIA] 1314.66 424.70 424.70 107.70 107.70 21.00 17.00

FLUJO MOLAR [LBMOL/H] 18088.63 18088.63 16228.15 16228.15 15428.36 15428.36 15428.36

FLUJO MÁSICO [LB/H] 1153059.79 1153059.79 1115850.13 1115850.13 1095723.59 1095723.59 1095723.59

DENSIDAD [LB/FT3] 48.78 24.09 50.37 16.73 51.07 6.35 6.47

VISCOSIDAD [cP] 0.8724 -- 1.1417 -- 1.3662 -- --

Z (GAS) 0.8506 0.9296 0.9296 0.9688 0.9688 0.9859 0.9879

PESO MOLECULAR 63.75 63.75 68.76 68.76 71.02 71.02 71.02

FLUJO VOL. STD. GAS [MMSCFD]

0.00 16.94 0.00 7.28 0.00 4.72 3.96

FLUJO VOL. STD. LIQ. [BPD] 94116 87594 87594 84614 84614 82310 82680


CO

MP

ON

ENTE

S

N2 0.0005 0.0005 0.0001 0.0001 0.0000 0.0000 0.0000

CO2 0.0012 0.0012 0.0007 0.0007 0.0003 0.0003 0.0003

H2S 0.0048 0.0048 0.0038 0.0038 0.0024 0.0024 0.0024

C1 0.1138 0.1138 0.0344 0.0344 0.0062 0.0062 0.0062

C2 0.0276 0.0276 0.0189 0.0189 0.0098 0.0098 0.0098

C3 0.0257 0.0257 0.0234 0.0234 0.0185 0.0185 0.0185

i-C4 0.0041 0.0041 0.0041 0.0041 0.0037 0.0037 0.0037

C4 0.0104 0.0104 0.0107 0.0107 0.0102 0.0102 0.0102

i-C5 0.0061 0.0061 0.0066 0.0066 0.0066 0.0066 0.0066

C5 0.0111 0.0111 0.0120 0.0120 0.0122 0.0122 0.0122

C6+ 0.2791 0.2791 0.3110 0.3110 0.3271 0.3271 0.3271

H2O 0.5158 0.5158 0.5742 0.5742 0.6030 0.6030 0.6030

194

Anexos

DESCRIPCIÓN GAS DE SEPARADORES HORIZONTALES

PR

OP

IED

AD

ES

NOMBRE 201 202 203 204/301

FRACCIÓN VAPOR 1.0000 1.0000 1.0000 1.0000

TEMPERATURA [°F] 130.00 128.85 126.14 90.00

PRESIÓN [PSIA] 1314.7 424.70 107.70 17.00

FLUJO MOLAR [LBMOL/H] 8013.12 1860.48 799.79 434.26

FLUJO MÁSICO [LB/H] 148260.23 37209.66 20126.54 15489.08

DENSIDAD [LB/FT3] 4.52 1.45 0.44 0.10

VISCOSIDAD [cP] 0.0148 0.0127 0.0117 0.0096

Z (GAS) 0.8506 0.9296 0.9688 0.9879

PESO MOLECULAR 18.50 20.00 25.16 35.67

FLUJO VOL. STD. GAS [MMSCFD] 72.98 16.94 7.28 3.96

FLUJO VOL. STD. LIQ. [BPD] -- -- -- --


CO

MP

ON

ENTE

S

N2 0.0077 0.0041 0.0013 0.0002

CO2 0.0035 0.0057 0.0090 0.0083

H2S 0.0066 0.0131 0.0307 0.0550

C1 0.8804 0.8060 0.5790 0.2067

C2 0.0629 0.1032 0.1942 0.2576

C3 0.0254 0.0453 0.1188 0.2883

i-C4 0.0022 0.0037 0.0107 0.0317

C4 0.0045 0.0073 0.0211 0.0645

i-C5 0.0015 0.0021 0.0061 0.0187

C5 0.0022 0.0031 0.0087 0.0262

C6+ 0.0004 0.0001 0.0002 0.0003

H2O 0.0028 0.0062 0.0202 0.0425

195

Anexos

DESCRIPCIÓN GAS A COMPRESIÓN P

RO

PIE

DA

DES

NOMBRE 302 303 304 305 306 307 308 309 310 311

FRACCIÓN VAPOR 1.0000 1.0000 0.9789 1.0000 1.0000 1.0000 0.9952 1.0000 1.0000 1.0000

TEMPERATURA [°F] 276.39 191.70 90.00 90.00 261.37 191.45 90.00 90.00 256.63 130.00

PRESIÓN [PSIA] 107.70 107.70 104.70 104.70 424.70 424.70 421.70 421.70 1314.70 1312.00

FLUJO MOLAR [LBMOL/H] 434.26 1234.05 1234.05 1207.95 1207.95 3068.43 3068.43 3053.83 3053.83 3053.29

FLUJO MÁSICO [LB/H] 15489.08 35615.62 35615.62 35097.83 35097.83 72307.49 72307.49 71981.28 71981.28 71949.76

DENSIDAD [LB/FT3] 0.50 0.46 0.55 0.54 1.74 1.54 1.94 1.93 4.62 6.74

VISCOSIDAD [cP] 0.0131 0.0125 -- 0.0107 0.0145 0.0137 -- 0.0120 0.0169 0.0163

Z (GAS) 0.9676 0.9700 0.9514 0.9514 0.9190 0.9286 0.8731 0.8731 0.8732 0.7247

PESO MOLECULAR 35.67 28.86 28.86 29.06 29.06 23.57 23.57 23.57 23.57 23.56


3.96 11.24 11.00 11.00 11.00 27.95 27.81 27.81 27.81 27.81

FLUJO VOL. STD. LIQ. [BPD] -- -- 35 -- -- -- 23 -- -- --


CO

MP

ON

ENTE

S

N2 0.0002 0.0009 0.0009 0.0009 0.0009 0.0028 0.0028 0.0029 0.0029 0.0028

CO2 0.0083 0.0088 0.0088 0.0089 0.0089 0.0070 0.0070 0.0070 0.0070 0.0070

H2S 0.0550 0.0393 0.0393 0.0401 0.0401 0.0237 0.0237 0.0238 0.0238 0.0238

C1 0.2067 0.4480 0.4480 0.4576 0.4576 0.6688 0.6688 0.6720 0.6720 0.6721

C2 0.2576 0.2165 0.2165 0.2212 0.2212 0.1497 0.1497 0.1503 0.1503 0.1504

C3 0.2883 0.1785 0.1785 0.1823 0.1823 0.0992 0.0992 0.0996 0.0996 0.0996

i-C4 0.0317 0.0181 0.0181 0.0185 0.0185 0.0095 0.0095 0.0096 0.0096 0.0096

C4 0.0645 0.0364 0.0364 0.0372 0.0372 0.0191 0.0191 0.0191 0.0191 0.0191

i-C5 0.0187 0.0105 0.0105 0.0107 0.0107 0.0055 0.0055 0.0055 0.0055 0.0055

C5 0.0262 0.0148 0.0148 0.0151 0.0151 0.0078 0.0078 0.0078 0.0078 0.0078

C6+ 0.0425 0.0280 0.0280 0.0074 0.0074 0.0067 0.0067 0.0023 0.0023 0.0000

H2O 0.0003 0.0003 0.0003 0.0000 0.0000 0.0001 0.0001 0.0000 0.0000 0.0023

Nota: El separador D-402 se colocó por seguridad, por lo que la cantidad de líquidos que se podrán separar es mínima. De ahí

que las corrientes 301/204 tengan las mismas características.

196

Anexos

DESCRIPCIÓN LÍQUIDOS TANQUES DE

SUCCIÓN A COMPRESORES

PR

OP

IED

AD

ES

NOMBRE 402 403

FRACCIÓN VAPOR 0.0000 0.0000

TEMPERATURA [°F] 90.00 90.00

PRESIÓN [PSIA] 104.70 421.70

FLUJO MOLAR [LBMOL/H] 26.10 14.59

FLUJO MÁSICO [LB/H] 517.79 326.21

DENSIDAD [LB/FT3] 60.63 56.13

VISCOSIDAD [cP] 0.9407 1.1258

Z (GAS) 0.9514 0.8731

PESO MOLECULAR 19.84 22.35


0.00 0.00

FLUJO VOL. STD. LIQ. [BPD] 35 23


CO

MP

ON

ENTE

S

N2 0.0000 0.0000

CO2 0.0000 0.0002

H2S 0.0003 0.0018

C1 0.0003 0.0062

C2 0.0007 0.0064

C3 0.0018 0.0124

i-C4 0.0005 0.0027

C4 0.0013 0.0071

i-C5 0.0009 0.0045

C5 0.0017 0.0081

C6+ 0.0100 0.0183

H2O 0.9826 0.9322 Nota: El separador D-402 se colocó por seguridad, por lo que la cantidad de líquidos que se podrán separar es mínima. La corriente 401 se espera como agua

con trazas de hidrocarburos, a las condiciones de P y T de la corriente 301/204.

197

Anexos

DESCRIPCIÓN PRODUCTOS DE SEPARACIÓN

PR

OP

IED

AD

ES

NOMBRE 501 502 503

FRACCIÓN VAPOR 0.0000 1.0000 0.0000

TEMPERATURA [°F] 90.00 128.03 90.00

PRESIÓN [PSIA] 17.00 1312.00 17.00

FLUJO MOLAR [LBMOL/H] 5715.51 11066.61 9278.59

FLUJO MÁSICO [LB/H] 913077.36 220218.70 167157.15

DENSIDAD [LB/FT3] 50.86 5.06 62.55

VISCOSIDAD [cP] 1.2868 0.0151 0.7606

Z (GAS) 0.9879 0.8188 0.9879

PESO MOLECULAR 159.75 19.90 18.02


0.00 100.79 0.00

FLUJO VOL. STD. LIQ. [BPD] 75540 -- 11283


CO

MP

ON

ENTE

S

N2 0.0000 0.0064 0.0000

CO2 0.0001 0.0044 0.0000

H2S 0.0024 0.0113 0.0000

C1 0.0010 0.8230 0.0000

C2 0.0070 0.0870 0.0000

C3 0.0279 0.0459 0.0000

i-C4 0.0077 0.0043 0.0000

C4 0.0225 0.0086 0.0000

i-C5 0.0163 0.0026 0.0000

C5 0.0309 0.0038 0.0000

C6+ 0.8830 0.0003 0.0000

H2O 0.0010 0.0025 1.0000

198

Anexos

Anexo B. Dimensionamiento de bota para separador trifásico D-401

La bota es un separador para crudo en agua en posición vertical, la

velocidad terminal de partículas de 200 micras de crudo en agua es:

Para un flujo de agua de 16,250 BPD (6.61 ft3/s), que es el flujo de agua

que llega al separador más el margen de diseño:

Dado que este diámetro excede de la mitad del diámetro de la coraza (138”)

no se consideró manejar una bota en el diseño del separador trifásico.

Documents

Diseño de separadores bifásicos y trifásicos