UNIVERSIDAD VERACRUZANA

UNIVERSIDAD VERACRUZANA
Facultad de Ciencias Químicas
APLICACIÓN DE LOS CRITERIOS DE
DIMENSIONAMIENTO PARA SELECCIONAR
COLECTORES Y SEPARADORES
CONVENCIONALES EN LA ESTACIÓN DE
RECOLECCIÓN Y SEPARACIÓN
Tesina profesional que presenta MORALES LEÓN
GEOVANNI ANTONIO, para obtener el título de Licenciado
en Ingeniería Petrolera
Director de tesina: M.I. GUSTAVO ESPINOSA BARREDA
Poza Rica, Ver., Mayo de 2014
ÍNDICE
OBJETIVO .................................................................................................................. 1
INTRODUCCIÓN ........................................................................................................ 2
CAPÍTULO I ................................................................................................................ 4
INSTALACIONES SUPERFICIALES DE PRODUCCIÓN .......................................... 4
1.1. ÁRBOL DE VÁLVULAS .............................................................................................. 5
1.1.1. DIFERENTES SISTEMAS DE EXPLOTACIÓN CON QUE SE OPERA ............................... 9
1.1.1.1. POZO FLUYENTE .......................................................................................................... 9
1.1.1.2. POZO DE BOMBEO NEUMÁTICO ............................................................................... 15
1.1.1.3. POZO DE BOMBEO MECÁNICO ................................................................................. 16
1.1.1.4. POZO DE BOMBEO ELECTROCENTRÍFUGO ........................................................... 18
1.1.1.5. POZO DE BOMBEO HIDRÁULICO .............................................................................. 19
1.2. ESTRANGULADORES .............................................................................................. 20
1.2.1. CLASIFICACIÓN .................................................................................................................. 21
1.3. TUBERÍAS DE DESCARGA ...................................................................................... 22
1.4. REDES DE RECOLECCIÓN ...................................................................................... 23
1.4.1. REDES DE RECOLECCIÓN MÁS USUALES ..................................................................... 24
1.4.1.1. SISTEMA DE RECOLECCIÓN DIRECTA .................................................................... 24
1.4.1.2. SISTEMA POR PEINES DE TUBERÍAS ...................................................................... 25
1.4.1.3. SISTEMA DE COLECTORES ....................................................................................... 26
1.4.1.4. SISTEMA DE VÁLVULAS DE SIETE VÍAS O MULTIPUERTOS ................................. 27
1.5. ESTACIONES DE RECOLECCIÓN Y SEPARACIÓN ............................................... 28
1.6. ESTACIÓN DE BOMBEO .......................................................................................... 31
1.7. ESTACIÓN DE COMPRESIÓN .................................................................................. 33
CAPÍTULO II ............................................................................................................. 34
COLECTORES ......................................................................................................... 34
2.1. CABEZAL DE RECOLECCIÓN ................................................................................. 34
2.1.1. CRITERIOS DE DIMENSIONAMIENTO .............................................................................. 39
2.1.1.1. VELOCIDAD EROSIONAL ............................................................................................ 39
2.1.1.2. VELOCIDAD MÍNIMA .................................................................................................... 41
2.1.1.3. CAÍDA DE PRESIÓN .................................................................................................... 41
2.1.2. DIMENSIONAMIENTO DE COLECTORES ......................................................................... 43
2.1.2.1. COLECTOR DE PRODUCCIÓN GENERAL ................................................................ 43
2.1.2.2. COLECTOR DE MEDICIÓN ......................................................................................... 51
2.2. COLECTOR DE GAS GENERAL .............................................................................. 55
2.2.1. CRITERIOS DE DIMENSIONAMIENTO .............................................................................. 56
2.2.1.1. ECUACIÓN GENERAL DE CAÍDA DE PRESIÓN ........................................................ 57
2.2.1.2. CAÍDA DE PRESIÓN EMPÍRICA .................................................................................. 58
2.2.1.2.1. ECUACIÓN DE WEYMOUTH ................................................................................ 58
2.2.1.2.2. ECUACIÓN DE PANHANDLE ............................................................................... 60
2.2.1.2.3. ECUACIÓN DE SPITZGLASS ............................................................................... 62
2.2.1.3. ECUACIÓN DE LA VELOCIDAD DEL GAS ................................................................. 63
2.2.2. DIMENSIONAMIENTO DEL COLECTOR DE GAS GENERAL .......................................... 64
2.3. COLECTOR DE LÍQUIDOS ....................................................................................... 68
2.3.1. CRITERIOS DE DIMENSIONAMIENTO .............................................................................. 69
2.3.2. DIMENSIONAMIENTO DEL COLECTOR DE LÍQUIDOS ................................................... 71
2.4. COLECTOR DE ACEITE ........................................................................................... 74
2.4.1. CRITERIOS DE DIMENSIONAMIENTO .............................................................................. 75
2.4.2. DIMENSIONAMIENTO DEL COLECTOR DE ACEITE ....................................................... 81
CAPÍTULO III ............................................................................................................ 87
SISTEMAS DE SEPARACIÓN ................................................................................. 87
3.1. RAZONES DE LA SEPARACIÓN.............................................................................. 89
3.2. CLASIFICACIÓN DE SEPARADORES ..................................................................... 90
3.3. SEPARADORES CONVENCIONALES ..................................................................... 92
3.3.1. VENTAJAS Y APLICACIONES ............................................................................................ 93
3.3.2. PARTES INTERNAS DE UN SEPARADOR ........................................................................ 95
3.3.3. EFICIENCIA DE LOS SEPARADORES .............................................................................. 97
3.3.4. CRITERIOS DE DIMENSIONAMIENTO ............................................................................ 101
3.3.4.1. SELECCIÓN PRIMARIA ............................................................................................. 101
3.3.4.1.1. GASTO DE GAS A CONDICIONES DE OPERACIÓN ....................................... 101
3.3.4.1.2. VELOCIDAD DEL GAS ........................................................................................ 102
3.3.4.1.3. CORRECCIÓN DE GAS A CONDICIONES DE OPERACIÓN ........................... 104
3.3.4.1.4. CAPACIDAD DE LÍQUIDO................................................................................... 105
3.3.4.2. SELECCIÓN SECUNDARIA ....................................................................................... 106
3.3.4.2.1. CONSULTA DE CATÁLOGOS DE FABRICANTES ............................................ 106
3.3.4.2.1.1. Información técnica para seleccionar separadores verticales EPN. ............. 107
3.3.4.2.1.2. Información técnica para seleccionar separadores horizontales EPN. ........ 112
3.3.4.2.1.3. Nomenclatura de equipo de separación EPN. .............................................. 116
3.3.5. DIMENSIONAMIENTO DE SEPARADORES .................................................................... 117
CONCLUSIONES ................................................................................................... 125
BIBLIOGRAFÍA ...................................................................................................... 126
ANEXOS ................................................................................................................. 127
CONTENIDO
OBJETIVO.
INTRODUCCIÓN.
CAPÍTULO I: INSTALACIONES SUPERFICIALES DE PRODUCCIÓN.
CAPÍTULO II: COLECTORES.
CAPÍTULO III: SISTEMAS DE SEPARACIÓN.
CONCLUSIONES.
BIBLIOGRAFÍA.
ANEXOS.
OBJETIVO
Aplicar
los
criterios
de
dimensionamiento
de
colectores
y
separadores
convencionales, a través de cálculos teóricos y prácticos, para la selección del
diseño optimo de acuerdo a las condiciones de operación.
1
INTRODUCCIÓN
Una mala aplicación tanto de tuberías como de separadores reportan pérdidas
económicas y situaciones de alto riesgo por cuanto en las estaciones de recolección
y separación se trabaja con presión y temperatura, haciendo de esta industria una de
las de mayor riesgo por lo que se debe de realizar una selección adecuada de los
elementos que conforman las facilidades de producción.
Esta tesina no tiene como fin diseñar las diferentes líneas y separadores de la
estación de recolección y separación, sino, a base de los diferentes parámetros a los
que trabaja dicha estación, justificar la selección de los colectores y separadores,
para no correr riesgos y que técnicamente se trabaje sin problemas.
El dimensionamiento se lo realiza para una estación de recolección y separación tipo
para baja presión y aceite negro (el más abundante en nuestro país), con una
densidad relativa que varía de 0.80 a 0.85, equivalente de 45 a 35 °API (American
Petroleum Institute).
En el capítulo I se define a las instalaciones superficiales de producción, mismas que
se describen, al igual que las funciones básicas de cada una de las partes que las
conforman.
En el capítulo II se desarrolla el estudio de los colectores, en donde se describen, se
muestra su ubicación dentro de la estación de recolección y separación, se exponen
los criterios de dimensionamiento y se dimensionan de acuerdo a las condiciones de
operación y diseño mostrando los resultados o características de selección,
finalmente se estima la caída de presión total en la tubería.
El capítulo III da a conocer la importancia de la separación en la industria petrolera,
muestra las clasificaciones más comunes de los separadores en la estación de
recolección y separación, y desarrolla el estudio de los separadores convencionales.
2
El dimensionamiento de separadores convencionales se ha dividido en selección
primaria y selección secundaria. En la selección primaria se determinan sus
características principales (tipo, dimensiones, cantidad) mediante el uso de
ecuaciones que involucran tanto la capacidad de gas y la capacidad de líquido; en la
selección secundaria se determinan sus características principales mediante el uso
de catálogos de fabricantes de separadores. En esta tesina se han tomado como
ejemplo los catálogos de separadores de la marca Equipos Petroleros Nacionales
(EPN).
Las fuentes principales de consulta que fueron utilizadas para la elaboración de esta
tesina son las siguientes:

Apuntes M.I. Gustavo Espinosa barreda.

Manual práctico de instalaciones superficiales de producción del Ing. Ángel
Villalobos Toledo.

Recomendaciones prácticas y especificaciones API correspondientes a
colectores y separadores.

Catálogos de separadores EPN.

Manual de PEMEX para la operación de una “batería de separación”.
3
CAPÍTULO I
INSTALACIONES SUPERFICIALES DE PRODUCCIÓN
Se conoce como instalaciones superficiales de producción al conjunto de
instalaciones, equipos, mecanismos, dispositivos, etc., que en forma integral y
secuencial permiten el manejo de la producción en la superficie, desde la cabeza del
pozo hasta su entrega, separados el aceite crudo y el gas bajo las condiciones de
calidad especificadas.
Para el caso que se ha tomado como referencia, un campo terrestre de aceite negro
y baja presión, las instalaciones, en lo general, son las que se enumeran a
continuación:

Árbol de válvulas y estranguladores.

Tuberías de descarga y redes de recolección.

Estaciones de recolección y separación con sus componentes.

Estación de bombeo.

Estación de compresión.
Las cuales se describirán en el presente capítulo, al igual que las funciones básicas
de cada una de las partes que las conforman.
4
1.1. ÁRBOL DE VÁLVULAS
El árbol de válvulas es la primera instalación donde los hidrocarburos tocan la
superficie. Es un conjunto de cabezales, colgadores, conectores y válvulas
ensamblados entre sí que se instalan en la cabeza del pozo (figura 1.1.1.). Una vez
instalados y probados todos los componentes permitirán manejar con seguridad las
presiones de flujo del pozo, que se presenten durante la terminación y producción del
mismo.
Fig. 1.1. 1. Cabezales, colgadores, conectores y válvulas.
Fuente: Manual de Conexiones Superficiales de Control (UPMP 2010).
Existen diversos tipos de arboles de válvulas, su ensamblado depende de las
necesidades de las terminaciones de los pozos y estas de las características de las
formaciones perforadas y yacimientos. Pueden ser para terminación sencilla, doble,
múltiple, altas o bajas presiones, o bien para pozos que operan con sistemas
artificiales de explotación, si se instalan en la superficie, submarinos o por otros
medios.
Respecto a esta tesina, solo se expondrá brevemente lo referente a arboles de
terminación sencilla (para una sola sarta de producción) y de acuerdo con los
sistemas de explotación.
5
Su primera sección o medio árbol de perforación se arma de acuerdo con el avance
de la perforación y la cementación de tuberías de revestimiento (TR); la segunda
sección o medio árbol de producción se instala de forma completa, totalmente
armado en la fase final o de terminación (figura 1.1.2.).
Fig. 1.1. 2. Árbol de válvulas de pozo fluyente completamente armado.
Fuente: WellCAP Manual Supervisor Combinado.
6
La función del medio árbol de perforación es servir de base al equipo de control,
permitir colgar las TR y la cementación de las mismas, así como las operaciones
para controlar y dirigir el flujo hacia su interior en los casos de perforación, reparación
o estimulación de los pozos.
La función del medio árbol de producción es controlar e inducir el flujo de los
hidrocarburos producidos, permitir las operaciones y los registros con cable, y
establecer la dirección y control de los fluidos de inyección en los casos de
recuperación secundaria.
A continuación se presenta un medio árbol de producción de pozo fluyente sencillo
(figura 1.1.3.). Consta del cabezal y colgador de la tubería de producción (TP), que
se instala sobre la brida superior del cabezal de la ultima TR, inmediatamente se
coloca la válvula maestra y arriba de esta una cruz que permite el flujo por los cuatro
lados para conectar la parte inferior con la TP, a los lados, con las válvulas laterales
de las ramas de producción, una de ellas puede contener un dispositivo porta
estrangulador y la otra la válvula de muestreo y en la parte superior la llamada
válvula de sondeo.
Fig. 1.1. 3. Medio árbol de producción.
Fuente: Weatherford.
7
Los medios arboles de producción se instalan de acuerdo con el sistema de
explotación del pozo. Cuando estos son de flujo natural (fluyen con la energía del
yacimiento) el árbol consta de los dos medios arboles completos y solo se conecta a
través de sus ramas a la tubería de descarga para orientar el flujo hacia la estación
de recolección y separación; en cambio cuando operan con sistemas artificiales el
medio árbol de producción se acondiciona para que a través de él se le proporcione
la energía que requiere el pozo para fluir, como sucede en los casos de los sistemas
de bombeo neumático, bombeo mecánico, bombeo electrocentrífugo, bombeo
hidráulico, etc.
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1.1.1. DIFERENTES SISTEMAS DE EXPLOTACIÓN CON QUE SE OPERA
Los sistemas de explotación con que se debe operar para obtener la mayor
productividad se estudian de acuerdo con las características de los yacimientos, los
fluidos producidos, las presiones de fondo estática y fluyendo, las condiciones
mecánicas de los pozos, entre otras.
Existe un gran número de sistemas artificiales de explotación, a continuación se
expondrán los arboles de los sistemas más utilizados.
1.1.1.1. POZO FLUYENTE
Una definición práctica, desde el punto de vista de producción, de un pozo fluyente,
se puede considerar aquel que es capaz de vencer las caídas de presión a través del
medio poroso, tuberías verticales y de descarga, estrangulador y el separador, con la
energía propia del yacimiento.
El pozo fluyente es el sistema más económico, solo se requiere conservar el mayor
tiempo posible la presión del yacimiento para mantener el pozo fluyendo. Desde
luego, es necesario efectuar diversos estudios, dependiendo de la presión en la
formación productora y en la cabeza del pozo, para definir volúmenes de producción,
su regulación mediante estranguladores, cálculos de los orificios o diámetros de los
estranguladores, uso de dispositivos de control, etc.
Cuando el pozo es fluyente el árbol de válvulas es el clásico formado por los dos
medios arboles de perforación y producción, sin aditamentos, dispositivos o
modificaciones adicionales (figura 1.1.4.).
9
Fig. 1.1. 4. Árbol de válvulas de pozo fluyente sencillo.
Fuente: Weatherford.
10
De acuerdo con la figura anterior, a continuación se indican sus partes principales
que lo conforman:
Cabezal de perforación compacto. Es la parte de la instalación que sirve para
soportar las TR y proporcionar un sello entre las mismas.
Se trata de un único cabezal, el cual se va completando conforme avanzan las
diferentes etapas de la perforación del pozo. Cuenta con salidas laterales opuestas
donde se instalan sus válvulas de control respectivas, para comunicar el espacio
anular entre las TR con el exterior, pudiéndose utilizar para hacer desfogues,
mediciones de presión, controlar el flujo de producción si se requiere, circular el fluido
de control del pozo, etc.
La utilización de este tipo de cabezal permite ahorros sustanciales en tiempos de
operación día/equipo, ya que se evita desmantelar e instalar diferentes diámetros de
arreglos de preventores, por ser de conexión rápida, es ideal para espacios
reducidos, tiene alta integridad mecánica de sellos y sus conexiones son API.
Colgador de TR. Es una herramienta que se asienta en el nido de un cabezal inferior
o intermedio para soportar la tubería y proporcionar un sello entre esta y el nido. En
este caso los colgadores están asentados en el nido del cabezal compacto y sobre el
ensamble de sellos.
Sellos. Estas herramientas permiten sellar concéntricamente la siguiente sarta de
tubería, además de ofrecer una segunda barrera de protección al funcionar como
sello secundario adicional al colgador de TR, y como una brida adaptadora para la
transición de series de presión.
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Cabezal de producción. El carrete cabezal de producción se ensambla en su parte
inferior a la TR de explotación, es conocido comercialmente como tubing head. Sirve
de enlace entre un carrete cabezal para TR de explotación y el árbol de producción.
Antes de instalar el árbol de producción, este cabezal sirve para instalar el conjunto
de preventores a partir de su brida superior.
En su parte inferior interna se aloja el conjunto de sellos secundarios que circunda la
última TR de explotación introducida hasta la superficie. En su parte superior interior
tiene un receptáculo donde se aloja el colgador de TP, y en el exterior de su brida
circundan los tornillos candados (yugos) que sujetan al colgador del aparejo de
producción o inyección y a su vez activan sus elementos de sellos.
Este cabezal cuenta con dos salidas laterales opuestas donde se instalan sus
válvulas de control respectivas para el manejo de presiones acumuladas en el
espacio anular entre el aparejo de producción y la TR de explotación.
Colgador de TP. Se usa para proporcionar un sello entre la TP y el cabezal de
producción. Se coloca alrededor del aparejo de producción, se introduce en el nido y
puede asegurarse por medio del candado del colgador.
El peso de la tubería puede soportarse temporalmente con el colgador, pero el
soporte permanente se proporciona utilizando la bola colgadora o niple colgador de
TP el cual se enrosca o aloja en la brida adaptadora del árbol de producción,
entonces el colgador actúa únicamente como sello.
Yugos opresores. La función del yugo opresor es la fijación del colgador de TP en
su nido, asegurando al mismo. Se encuentran ubicados concéntricamente alrededor
de la brida superior del carrete cabezal de producción, y al aplicar el par de apriete
energizan y aseguran conjuntamente la bola colgadora o niple colgador del aparejo
de producción y posteriormente aplicar el torque respectivo al prensaestopas (tuerca
opresora), asegurando el sello respectivo.
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Brida adaptadora. Es parte del árbol de producción y aloja en su interior la bola
colgadora o niple colgador. Las bridas adaptadoras son la interface entre el cabezal
de producción y el árbol de producción.
Bola colgadora o niple colgador. Este componente proporciona el método más
fuerte y seguro a prueba de fugas para suspender un aparejo de producción. La TP
puede trabajarse hacia arriba y abajo del punto final de suspensión, con el pozo en
perfecto control, mientras se llevan a cabo las operaciones de terminación,
incluyendo el anclaje del empacador y el cambio del fluido de control por un fluido
empacador.
En su interior tiene la preparación para insertar y remover válvulas tipo “H” de
contrapresión, de doble vía o tapones ciegos, para asegurar el cierre hermético del
pozo.
Árbol de producción. Los árboles de producción convencional y horizontal permiten
direccionar y controlar superficialmente la energía de los fluidos producidos por el
yacimiento en forma segura y eficiente a través de la tubería de descarga o bajante
hacia la estación de recolección y separación, así como la inyección de fluidos para
optimizar la explotación de hidrocarburos del yacimiento.
Válvula maestra. Es la que controla todo el sistema con capacidad suficiente para
soportar las presiones máximas del pozo. Debe ser de paso completo, con un claro
(paso) igual o mayor al diámetro interior de la TP; para permitir el paso de diferentes
herramientas, tales como los empacadores, pistolas para disparos de producción,
etc. En pozos de alta presión se usan dos válvulas maestras conectadas en serie.
Conexión en cruz. A continuación de la válvula maestra se encuentra la conexión en
cruz que sirve para bifurcar el flujo a los lados, provista de válvulas para su
operación. A cada lado de la conexión están las válvulas laterales.
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Válvulas laterales. Estas pueden ser del tipo de apertura restringida, con un
diámetro nominal un poco menor al de la válvula maestra, sin que esto cause una
caída de presión apreciable. Son las que conectan el flujo del pozo a través de la TP
con los dispositivos de muestreo y conexiones para estrangulador, y la tubería de
descarga hacia la estación de recolección y separación.
Válvula de sondeo. La válvula de sondeo (porta manómetro), se localiza en la parte
superior de la conexión en cruz y sirve para controlar el registro de presiones,
leyéndose, cuando sea necesario, la presión de pozo cerrado y la de flujo a boca de
pozo.
Asimismo, la válvula de sondeo sirve para efectuar operaciones posteriores a la
terminación, tales como: desparafinamiento, registro de presiones de fondo fluyendo
y cerrado, disparos, etc. En operaciones que no se requiere interrumpir el flujo, se
cierra la válvula y se coloca un lubricador para trabajar con presión; introduciendo en
el cuerpo de éste las herramientas necesarias, abriendo la válvula de sondeo para
permitir su paso.
14
1.1.1.2. POZO DE BOMBEO NEUMÁTICO
El bombeo neumático es un método de levantamiento artificial de fluidos donde se
utiliza gas a una presión relativamente alta como medio de aligeramiento a través de
un proceso mecánico.
Es muy similar al pozo fluyente pero se puede diferenciar e identificar por la
instalación de la tubería de gas de inyección a una de las ramas laterales del cabezal
de la tubería de producción; además, sobre la línea de inyección se encuentran los
dispositivos de control: válvula de aguja para regular el volumen de gas de inyección,
controlador de ciclaje o interruptor de inyección para ajustar el numero de descargas
por hora, el fitting o porta placa de orificio con su conexión al registrador de flujo para
registrar el volumen de gas de inyección y la válvula de retención o válvula check
(dispositivo para evitar el retroceso del flujo de gas de inyección) (figura 1.1.5.).
Fig. 1.1. 5. Árbol de válvulas y dispositivos de control de un pozo de bombeo
neumático.
Fuente: Schlumberger.
15
1.1.1.3. POZO DE BOMBEO MECÁNICO
El sistema artificial de bombeo mecánico consiste en una bomba de fondo en la que
el movimiento reciprocante se transmite mediante una varilla que corre por dentro de
la TP y que es movida por una unidad superficial (Bimba); para facilitar esta
operación el árbol de válvulas es acondicionado.
Por causa de las características de este sistema artificial de explotación, el medio
árbol de producción se modifica para suplir la válvula maestra por un preventor de
varillas ante la necesidad de bloquear el flujo en un momento dado (la varilla se
desplaza dentro de la TP e imposibilita la operación de la válvula maestra),
inmediatamente en la parte superior se instala una T o TEE (tubo en forma de T),
conexión que permite que la producción fluya hacia la tubería de descarga, arriba de
la T se coloca un estopero o prensa estopa para evitar la fuga de hidrocarburos que
pudieran escapar por la fricción entre la varilla pulida y el empaque (figura 1.1.6.).
La energía para mover el balancín que provoca el movimiento reciprocante de las
varillas es proporcionada por un motor de combustión interna de gas, diesel o
gasolina, o bien eléctrico. Dado el número tan pequeño de emboladas por minuto de
la bomba se requiere de un reductor de velocidades con su embrague.
16
Fig. 1.1. 6. Árbol de válvulas y accesorios de un pozo de bombeo mecánico.
Fuente: PEMEX EXPLORACIÓN Y PRODUCCIÓN.
17
1.1.1.4. POZO DE BOMBEO ELECTROCENTRÍFUGO
En este caso solo se aprovecha el medio árbol de perforación a partir de la última
TR, se adapta a la brida superior un cabezal especial o placa que permite el
empaque y sello hermético de la prolongación de la TP y del cable de alta tensión.
El sistema opera mediante una bomba centrifuga vertical de fondo, alimentada por un
motor eléctrico vertical, al cual se le proporciona energía mediante un cable de alta
tensión, regulada en la superficie por un transformador. Por la TP fluye la producción.
El sistema trabaja sin empacador, sumergido en el fluido del pozo y suspendido en el
extremo inferior de la TP, generalmente por arriba de la zona de disparos.
A continuación se indican sus partes principales que lo conforman (figura 1.1.7.):
Fig. 1.1. 7. Árbol de válvulas y accesorios de un pozo de bombeo electrocentrífugo.
Fuente: Schlumberger.
18
1.1.1.5. POZO DE BOMBEO HIDRÁULICO
El bombeo hidráulico es un sistema artificial donde se transmite energía al fondo del
pozo mediante la inyección de un fluido presurizado a través de las tuberías del
pozo. A este fluido presurizado se le llama fluido motriz o de inyección y puede ser
agua, aceite o una mezcla de estos.
La energía es adicionada a los fluidos del yacimiento mediante una bomba instalada
en el fondo, esta bomba puede ser del tipo pistón o jet y es accionada
hidráulicamente por el fluido motriz bombeado desde la superficie.
También en este caso se aprovecha el cabezal de la última TR para acondicionar un
cabezal especial donde se puedan acomodar –normalmente– dos tuberías en el
interior, una que es para la tubería de inyección del fluido motriz y la tubería de
producción por donde fluyen los hidrocarburos y agua aportados por el pozo, mas el
volumen del fluido motriz.
A continuación se indican sus componentes principales (figura 1.1.8.):
Fig. 1.1. 8. Árbol de válvulas y componentes de un pozo de bombeo hidráulico.
Fuente: Schlumberger.
19
1.2. ESTRANGULADORES
La mayoría de los pozos productores o fluyentes cuenta con algún tipo de restricción
en la superficie, como lo es un estrangulador superficial instalado cerca de la cabeza
del pozo para controlar los gastos de producción (en las cantidades deseadas) y/o
las presiones corriente abajo.
Un estrangulador es una herramienta cuya función es la de restringir el paso de un
fluido bajo presión, con el objeto de controlar el gasto del pozo en las cantidades
deseadas y con esto:

Ejercer la contrapresión suficiente para evitar la entrada de arena en el pozo o
la conificación de agua.

Conservar la energía del yacimiento, asegurando una declinación más lenta
de su presión.

Proteger el equipo superficial y subsuperficial.
Escoger un estrangulador para un pozo fluyente es una práctica común en la
industria petrolera de tal manera que pequeñas variaciones en la presión corriente
abajo no afecte la presión en la cabeza de la TP y por ende el desempeño del pozo.
Los estranguladores son capaces de provocar caídas de presión grandes. Por
ejemplo, el gas puede entrar en un estrangulador a 5 000 psi y salir a 2 000 psi.
20
1.2.1. CLASIFICACIÓN
Existen diversas clasificaciones de estranguladores, estos se dividen principalmente
en superficiales y de fondo; los primeros se instalan en la cabeza del pozo o en el
cabezal de recolección y pueden ser positivos o ajustables; los segundos siempre
son positivos y se encuentran en la parte inferior de la TP. El caso del estrangulador
en la cabeza del pozo es el único que se expondrá en esta tesina.
Los estranguladores se clasifican en dos:
a) Positivos o fijos. Están diseñados de tal forma que los orificios van alojados
en un receptáculo fijo (porta estrangulador), del que deben ser extraídos para
cambiar su diámetro (figura 1.2.1.).
b) Ajustables. Los estranguladores ajustables tienen un orifico de área variable y
controlada desde el exterior, por lo que se puede modificar el diámetro del
orificio sin retirarlo del porta estrangulador que lo contiene (figura 1.2.2.).
Fig. 1.2. 1. Estrangulador fijo.
Fuente: Manual de Conexiones Superficiales de Control (UPMP 2010).
Fig. 1.2. 2. Estrangulador ajustable tipo barril.
Fuente: Manual de Conexiones Superficiales de Control (UPMP 2010).
21
1.3. TUBERÍAS DE DESCARGA
A las tuberías de descarga también se les conoce como líneas de descarga o
tuberías de escurrimiento, entre otras denominaciones.
Son ductos por donde se transportan revueltos los fluidos (aceite, agua y gas)
producidos por los pozos, hacia las estaciones de recolección y separación. Cuando
el traslado simultaneo de aceite, agua y gas se dirige hacia las instalaciones
consideradas como distantes se presentan fuertes caídas de presión.
Las tuberías de descarga tienen su inicio en la cabeza del pozo y su final o término
en las estaciones de recolección y separación (figura 1.3.1.).
Fig. 1.3. 1. Tubería de descarga.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
22
1.4. REDES DE RECOLECCIÓN
Al conjunto de tuberías de descarga por donde fluye la producción de los pozos hacia
las estaciones de recolección y separación se le conoce como red de recolección.
Existen diferentes diseños, pero todos deberán cumplir con ciertas características
generales, como es la uniformidad basada en la capacidad de transporte (estas son
las dimensiones, presión interna, etc.).
De acuerdo con los planos de localización de pozos, estaciones de recolección y
separación, la configuración topográfica de la superficie, los requerimientos técnicos,
y las restricciones de carácter social y ecológica, se define el tipo de red de
recolección que deberá ser construido (haciendo participar los criterios técnicos,
económicos, sociales y de protección al medio). La construcción de las tuberías
individuales está programada para ser concluida antes de terminar la perforación del
pozo de desarrollo correspondiente.
La capacidad individual de las tuberías de descarga se calcula aplicando los métodos
para el flujo multifásico, tomando en consideración la tendencia o pronostico de la
producción por pozo para un lapso de tiempo igual al establecido en la evaluación del
proyecto y de los términos del financiamiento en sí mismo; inmediatamente después,
se desarrolla un modelo matemático de simulación de redes para definir el diámetro
que generalice la capacidad de transporte más eficiente.
Finalmente, se hace una evaluación técnica, económica, social y ecológica para
definir el tipo de red de recolección y diámetro comercial que cumpla con los criterios
antes señalados para cada caso, campo o región petrolera.
23
1.4.1. REDES DE RECOLECCIÓN MÁS USUALES
1.4.1.1. SISTEMA DE RECOLECCIÓN DIRECTA
Consiste en el tendido de las tuberías de descarga de forma directa del pozo al
cabezal de recolección de la estación de recolección y separación, construyéndose
por el trazo más corto (figura 1.4.1.).
Fig. 1.4. 1. Sistema de recolección directa.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
Desde el punto de vista operativo este tipo de red tiene la ventaja de no tener
impedimentos respecto al flujo de la producción; además se asegura que los valores
obtenidos en la medición son reales, ya que no existe comunicación con otras
tuberías por efectos de abrasión o corrosión que alteren los datos del flujo; asimismo
permite el ahorro en materiales por la variedad de conexiones y tuberías de diversos
diámetros, acarrea menor costo por la mano de obra de operación, ya que la
inducción de pozos a separación se hace en la misma estación de recolección y
separación y el resultado de las maniobras para arranque, observación, medición y
muestreo; igualmente, se puede efectuar en los cabezales de llegada.
La principal desventaja del sistema de recolección directa es que cada línea de
descarga tiene su propio derecho de vía, lo que provoca mayores daños a los bienes
de terceros.
24
1.4.1.2. SISTEMA POR PEINES DE TUBERÍAS
Es muy similar al sistema de recolección directa, con la diferencia de que evita una
mayor afectación a los bienes superficiales de terceros. Se trata de utilizar pocos
derechos de vía, alojando en ellos grupos de tuberías de descarga de pozos
localizados en ubicaciones cercanas, sin embargo, las longitudes de las tuberías son
mayores (figura 1.4.2.).
Fig. 1.4. 2. Sistema por peines de tuberías.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
25
1.4.1.3. SISTEMA DE COLECTORES
Está constituido por tuberías de descarga corta, las cuales se comunican con dos
colectores (ductos), uno de ellos es para el flujo de producción del pozo que se debe
medir y el otro para el flujo de los restantes, estos se prolongan hasta la estación de
recolección y separación (figura 1.4.3.).
Fig. 1.4. 3. Sistema de colectores.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
Este sistema quizá sea el que requiera menor cantidad de tuberías y también menos
derechos de vía, aunque es necesario personal adicional para inducir a los pozos al
arranque,
observación
y
medición;
además,
las
operaciones
anteriores
necesariamente afectan al programa de medición.
Otra desventaja se puede presentar si en el cabezal de colectores hubiera una
válvula que no fuera hermética, que permitiera la mezcla del flujo de varios pozos y
por lo tanto los datos de medición o producción individual no fueran reales.
Este sistema es muy utilizado en localizaciones múltiples (macroperas).
26
1.4.1.4. SISTEMA DE VÁLVULAS DE SIETE VÍAS O MULTIPUERTOS
Este sistema se conoce como válvulas de siete vías, multipuertos o arañas por su
imagen contemplada a la distancia.
Consiste en que las tuberías de descarga (cortas) de siete pozos se conectan a una
válvula que permite ese número de conexiones, la válvula se encuentra conectada
en el centro de manera equidistante a las localizaciones; consta de dos cuerpos
concéntricos comunicados a dos colectores, uno para transportar el flujo del pozo en
medición y el otro para los restantes (figura 1.4.4.).
Fig. 1.4. 4. Válvula de siete vías.
Fuente: Equipetrol.
Tiene las mismas ventajas y desventajas que el sistema de colectores; pero
operativamente se adapta mejor cuando se tratan de pequeñas producciones,
además de presentar una contrapresión para pozos de alta relación o de bombeo
neumático.
27
1.5. ESTACIONES DE RECOLECCIÓN Y SEPARACIÓN
Se conoce como estaciones de recolección y separación (baterías de separación) al
conjunto
de
tuberías,
mecanismos,
dispositivos
y
accesorios
(colectores,
separadores y tanques) que permiten separar, controlar, medir y almacenar
temporalmente los fluidos producidos por el conjunto de pozos que confluyen a ésta
(figuras 1.5.1. y 1.5.2.).
Fig. 1.5. 1. Vista aérea de una estación de recolección y separación.
Fuente: Activo de Producción Poza Rica-Altamira.
28
Fig. 1.5. 2. Estación de recolección y separación.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
29
La operación de una estación de recolección y separación se inicia con la llegada del
flujo de cada uno de los pozos que la conforman, los cuales se conectan a un
sistema de líneas (colectores) a través de una bayoneta que está provista de una
válvula de retención (válvula check) y dos válvulas de compuerta, a este conjunto de
tubería y mecanismos se le conoce como cabezales, la función de éstos es de
recolectar y distribuir la producción hacia los separadores.
Después de pasar la producción de los pozos a través de los cabezales de
recolección se distribuye a cada uno de los separadores, en donde se efectúa la
separación gas y líquido.
Una vez efectuada la función principal que es la separación de los fluidos, estos son
recolectados a través de un conjunto de tuberías conocido como colector y este
puede ser para líquidos y para gases, éstos conducen los líquidos hacia el tanque y
los gases hacia la estación de compresión o quemador.
Los líquidos son almacenados temporalmente en los tanques de la estación de
recolección y separación, posteriormente tendrán que ser desplazados hacia la
central de almacenamiento y bombeo (CAB) para continuar con su proceso.
30
1.6. ESTACIÓN DE BOMBEO
Las
estaciones
de
bombeo
son
aquellas
instalaciones
superficiales
que
generalmente se encuentran anexas a las estaciones de recolección y separación,
con la finalidad de bombear el aceite producido almacenado en los tanques y
descargarlo en oleoductos para su transporte hacia refinerías, centrales de
almacenamiento o exportación (figura 1.6.1.).
Fig. 1.6. 1. Ubicación de la estación de bombeo.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
Para la instalación de esta estación se hacen prácticamente las mismas
consideraciones que para una estación de recolección y separación, dando énfasis
en las especificaciones del aceite crudo; esto es, las características de densidad,
viscosidad, temperatura, así como la distancia de bombeo y diámetro del oleoducto.
31
Algunos de los aspectos importantes para la selección de las unidades de bombeo
son:

Disponibilidad de energía al definir el tipo de motores para accionar las
bombas que pueden ser de motor eléctrico, combustión interna, reciprocantes,
turbinas, a gas o diesel, etc.

Horas de bombeo para determinar capacidades del equipo.

Presión máxima de bombeo.

Sistema de control para la alta presión de bombeo, reducción brusca de
presión de bombeo, calentamiento de bombas y motores por el calentamiento
de líquidos bombeados, vibración, etc.

Como condición obligada por prevención operativa, contar con equipo de
respaldo o respeto.
32
1.7. ESTACIÓN DE COMPRESIÓN
La estación de compresión generalmente se encuentra anexa a la estación de
recolección y separación, de donde se le suministra gas, que deberá ser comprimido
para su transporte hacia las áreas de proceso (figura 1.7.1.).
Fig. 1.7. 1. Ubicación de la estación de compresión.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
De manera similar a los dos casos anteriores, el diseño y operación de la estación de
compresión se sujeta a las mismas condiciones, sin embargo, los equipos de
compresión, además de sus componentes, así como los dispositivos de control y
seguridad operativa, son cada vez más especializados y complejos, lo que exige un
análisis detallado de las presiones de succión, selección del proceso de etapas de
compresión, presiones de descarga, recuperación de vapor y líquidos, etc. Para
casos de emergencia o desfogue requerido por el colector de alimentación debe
contar con su propio quemador.
33
CAPÍTULO II
COLECTORES
2.1. CABEZAL DE RECOLECCIÓN
Al conjunto de colectores, llegadas de tuberías de descarga (bayonetas), válvulas de
bloqueo y seccionamiento, bridas, niples, conexiones, etc., que forman unidades
complejas de un cuerpo que se encuentra instalado en la entrada de la estación de
recolección y separación, se le conoce como cabezal de recolección o múltiples de
recolección (figuras 2.1.1. y 2.1.2.).
Fig. 2.1. 1. Cabezales de recolección.
Fuente: Activo de Producción Poza Rica-Altamira.
34
Fig. 2.1. 2. Ubicación del cabezal de recolección.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
Su función es recolectar las tuberías de descarga de los pozos en un solo conjunto
en las estaciones de recolección y separación, es decir, sirven para efectuar la
recolección y distribución de la producción obtenida de los pozos.
Los cabezales de recolección están fabricados con tubería de diámetros diversos: 4”,
6”, 8”, 10”. En ellos van instaladas válvulas de compuerta para permitir el
seccionamiento rápido en cualquier parte de la instalación, igualmente cuentan con
válvulas de retención (válvulas check) para evitar el flujo en sentido inverso,
generalmente en la llegada de los pozos todas las válvulas instaladas operan
manualmente.
35
Los cabezales de recolección deben ser construidos por módulos o secciones para
facilitar la ampliación o reducción de la instalación cuando se requiera; además,
estos deben contar como máximo con siete entradas de pozos y su correspondiente
paquete de separación (un separador de medición y otro de producción general).
Su modo de operación es el siguiente: al llegar la tubería de descarga a la
instalación, esta se conecta al cabezal de recolección a través de una bayoneta, la
cual está constituida por una válvula de retención (válvula check) y dos de bloqueo
(válvulas de compuerta), quedando estas colocadas, una en el colector de
producción general y la otra en el colector de medición.
Desde el colector de medición parte el flujo del pozo a medirse hacia el separador de
medición y los seis restantes del colector de producción general, hacia el separador
de producción general o de grupo.
Si el cabezal cuenta con varios módulos cada uno de ellos tendrá su separador de
medición, pero la producción de los restantes se distribuye equitativamente entre
todos los separadores de grupo.
La medición física del gas se efectúa mediante registradores de placa de orificio, uno
en cada separador de medición y otro en el colector de gas general para medir el
volumen general, esto en instalaciones típicas; en instalaciones modernas se utilizan
sistemas de medición con tecnología de vanguardia. Por otro lado, los líquidos se
aforan en tanques o por medidores de desplazamiento positivo, de turbina, másicos,
sónicos, etc.
De esta manera se asegura que a un pozo se le pueda medir su producción por lo
menos una vez cada siete días por 24 horas; este aspecto es muy importante, ya que
el pozo es la unidad básica de producción y su control y supervisión solo se logra a
plenitud mediante el conocimiento constante de sus condiciones de operación,
aportación y flujo.
36
Anteriormente los cabezales de recolección se construían con tres colectores como
mínimo para que en forma independiente por cada uno de ellos se pudiera inducir el
flujo de la mezcla o revoltura (aceite, agua y gas), hacia la medición, producción
general o de grupo y a la presa de prueba o de emergencia (figura 2.1.3.).
Fig. 2.1. 3. Antiguo diseño de cabezal de recolección.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
Este tercer colector estaba alineado a la presa de prueba o de emergencia en donde
se probaban, arrancaban, eliminaban residuos de tratamientos (ácidos, arenas,
productos químicos, etc.) de los pozos alineados a la estación de recolección y
separación. Los residuos producidos por los pozos eran desechados hacia el medio
ambiente.
En la actualidad, la reglamentación ambiental especifica que esas actividades
pueden efectuarse, pero centralizadas y bajo control. Las presas de las estaciones
de recolección y separación son los puntos ideales para ese efecto.
37
Actualmente, el diseño más utilizado es el cabezal para dos colectores de diámetros
específicos. Un análisis económico-técnico deberá definir la conveniencia de contar
con colectores de uso alterno (colectores del mismo diámetro para poder
intercambiar funciones en caso de requerirse o por emergencia). Esta condición
requiere considerar el diámetro uniforme, tomando como base la producción
pronosticada para el lapso aceptado en el proyecto de inversión (10 años como
mínimo).
Independientemente del tipo de cabezal y su diseño, el cálculo de las capacidades
(diámetro) de los colectores de llegada, tiene que efectuarse por el método del flujo
multifásico.
38
2.1.1. CRITERIOS DE DIMENSIONAMIENTO
2.1.1.1. VELOCIDAD EROSIONAL
Las líneas de flujo, manifolds, cabezales y otras líneas transportadoras de gas y
líquido en flujo bifásico deben ser dimensionadas principalmente en base a la
velocidad de flujo. La experiencia ha mostrado que la perdida de espesor de pared
ocurre por un proceso de erosión/corrosión. Este proceso es acelerado por
velocidades altas de fluido, presencia de arena, contaminantes corrosivos como CO2
y H2S y accesorios que molestan la trayectoria del flujo como son los codos.
Se puede usar el siguiente procedimiento para establecer una “velocidad de erosión”
donde no exista una información específica del fluido, como las propiedades
erosivas/corrosivas.
La velocidad sobre la cual la erosión puede ocurrir, puede ser determinada por la
siguiente ecuación empírica:
𝑣𝑒 =
𝑐
𝜌𝑚
(2.1)
Donde:
𝑣𝑒 = velocidad de erosión, ft/s.
c = constante empírica.
ρm = densidad de la mezcla gas-líquido a presión y temperatura de flujo, lb/ft3.
La experiencia de la industria de hoy indica que para fluidos libres de sólidos, se
conservan los valores de c = 100 para un servicio continuo y c = 125 para servicio
intermitente.
Para fluidos libres de sólidos donde la corrosión no es anticipada o donde la
corrosión es controlada por inhibición o empleando aleaciones resistentes a la
corrosión, los valores de c = 150 a 200 pueden ser usados para un servicio continuo;
valores hasta 250 han sido usados satisfactoriamente para servicios intermitentes.
39
Si la producción de sólidos es anticipada, las velocidades de fluido deben ser
reducidas significativamente. Se pueden usar diferentes valores de c donde los
estudios de aplicación específicos han mostrado que son apropiados.
Se deben considerar estudios periódicos para evaluar el espesor de pared del tubo,
donde se presentan sólidos y/o contaminantes corrosivos o donde los valores de c
mayores a 100 son usados en servicios continuos. El diseño de cualquier sistema de
tubería donde se anticipa la presencia de sólidos debe considerar la instalación de
sondas de arena, y un mínimo de tres pies de tubería recta flujo abajo del
estrangulador de descarga.
La densidad de la mezcla gas-líquido puede ser calculada usando la siguiente
ecuación:
𝜌𝑚 =
12 409𝛾𝑙 𝑃 + 2.7𝑅𝑠 𝛾𝑔 𝑃
198.7𝑃 + 𝑅𝑠 𝑇𝑍
(2.2)
Donde:
P = presión de operación, psia.
𝛾𝑙 = densidad relativa del líquido (agua = 1; uso de la densidad promedio para
mezclas de hidrocarburos-agua) a condiciones estándar.
Rs = relación gas-líquido, SCF/STB.
T = temperatura de operación, °R.
𝛾𝑔 = densidad relativa del gas (aire = 1) a condiciones estándar.
Z = factor de compresibilidad del gas, adimensional.
40
Una vez que 𝑣𝑒 es conocido, el área mínima de la sección transversal para evitar
erosión por fluido puede ser determinada por la siguiente ecuación:
𝑍𝑅 𝑇
𝐴=
𝑠
9.35 + 21.25𝑃
𝑣𝑒
(2.3)
Donde:
A = área mínima de flujo de la sección transversal de la tubería, in2/1 000 barriles de
líquido por día.
2.1.1.2. VELOCIDAD MÍNIMA
Si es posible, la velocidad en líneas bifásicas debe ser cerca a 10 ft/s para minimizar
la sobrecarga del equipo de separación. Esto es particularmente importante a lo largo
de las líneas con cambios en la elevación.
2.1.1.3. CAÍDA DE PRESIÓN
La caída de presión en un sistema de tubería de acero bifásico puede ser estimada
usando la siguiente ecuación simplificada de Darcy:
∆𝑃 =
0.000336𝑓𝑊 2
𝑑𝑖5 𝜌𝑚
(2.4)
Donde:
ΔP = caída de presión, psi/100 ft.
di = diámetro interno de la tubería, in.
𝑓 = factor de fricción de Moody, adimensional.
ρm = densidad de la mezcla gas-líquido a presión y temperatura de flujo, lb/ft3.
W = gasto másico total de la mezcla gas-líquido, lb/hr.
El uso de esta ecuación debe ser limitado a una caída de presión del 10% debido a
inexactitudes asociado con cambios en la densidad.
41
Si se asume que el factor de fricción de Moody es en promedio 0.015, entonces la
ecuación será:
∆𝑃 =
5 × 10−6 𝑊 2
𝑑𝑖5 𝜌𝑚
(2.4𝑎)
W puede ser calculado usando la siguiente ecuación:
𝑊 = 3 180𝑄𝑔 𝛾𝑔 + 14.6𝑄𝑙 𝛾𝑙
(2.5)
Donde:
Qg = gasto volumétrico del gas, MMSCFD.
𝛾𝑔 = densidad relativa del gas (aire = 1).
Ql = gasto volumétrico del líquido, bbl/d.
𝛾𝑙 = densidad relativa del líquido (agua = 1).
Se debe notar que este cálculo de la caída de presión es solamente un estimado.
42
2.1.2. DIMENSIONAMIENTO DE COLECTORES
2.1.2.1. COLECTOR DE PRODUCCIÓN GENERAL
A continuación vamos a calcular las dimensiones óptimas del colector de producción
general en base a los siguientes datos conocidos.
Datos:
o Ql = 10 000 bbl/d.
o Qg = 8.5 MMSCFD.
o Porcentaje de agua = 10%.
o Gravedad del aceite = 35 °API.
o 𝛾𝑔 = 0.75
o μo = 13.1 cp.
o μw = 0.68 cp.
o µg = 0.011 cp.
o Presión de llegada al área de recolección = 7 kg/cm2 = 100 psi.
o L = 20 m = 65.62 ft (longitud aproximada del cabezal a la entrada del
separador).
o T = 100 °F = 560 °R.
Procedimiento:
1)
Cálculo de la densidad de la mezcla gas-líquido mediante la ecuación (2.2):
𝜌𝑚 =
12 409𝛾𝑙 𝑃 + 2.7𝑅𝑠 𝛾𝑔 𝑃
198.7𝑃 + 𝑅𝑠 𝑇𝑍
Determinar variables desconocidas, en este caso tenemos que obtener las
siguientes: 𝛾𝑙 , Rs, Z.
43
Para obtener la 𝛾𝑙 , primero vamos a calcular la densidad relativa del aceite (𝛾𝑜 )
mediante la siguiente ecuación:
°𝐴𝑃𝐼 =
141.5
− 131.5
𝛾
(2.6)
Donde:
°API = grados API, adimensional.
𝛾 = densidad relativa con relación al agua a condiciones estándar (agua = 1).
Despejando a la 𝛾, tenemos:
𝛾=
141.5
°𝐴𝑃𝐼 + 131.5
Sustituyendo:
𝛾=
141.5
= 0.85
35 + 131.5
𝛾𝑜 = 0.85
Para la densidad relativa del agua (𝛾𝑤 ), tenemos:
𝛾𝑤 = 1.0
En base a que se tiene una producción bruta de 10 000 bbl/d con 10% de agua,
tenemos:

Qo = 9 000 bbl/d.

Qw = 1 000 bbl/d.
44
Por lo tanto, la 𝛾𝑙 puede ser estimada como sigue:
𝛾𝑙 =
𝛾𝑜 𝑄𝑜 + 𝛾𝑤 𝑄𝑤
𝑄𝑜 + 𝑄𝑤
Sustituyendo:
𝛾𝑙 =
0.85 × 9 000 + 1.0 × 1 000
= 0.865
9 000 + 1 000
𝛾𝑙 = 0.865
La Rs se determina como sigue:
𝑅𝑠 =
𝑄𝑔
𝑄𝑙
Sustituyendo:
𝑅𝑠 =
8 500 000
= 850 𝑆𝐶𝐹/𝑆𝑇𝐵
10 000
Rs = 850 SCF/STB.
Z puede ser calculado utilizando la siguiente correlación empírica de Víctor Popán:
1
𝑍=
1+
344 400𝑃×10 1.785 𝛾 𝑔
(2.7)
𝑇 3.825
Donde:
Z = factor de compresibilidad del gas, adimensional.
P = presión de operación, psia.
𝛾𝑔 = densidad relativa del gas (aire = 1).
T = temperatura de operación, °R.
45
Sustituyendo:
1
𝑍=
1+
344 400×114.7×10 1.785 ×0.75
= 0.97
560 3.825
Z = 0.97
Sustituyendo valores en la ecuación (2.2):
𝜌𝑚 =
12 409 × 0.865 × 114.7 + 2.7 × 850 × 0.75 × 114.7
= 2.95 𝑙𝑏/𝑓𝑡 3
198.7 × 114.7 + 850 × 560 × 0.97
ρm = 2.95 lb/ft3.
2)
Determinar la velocidad de erosión mediante la ecuación (2.1):
𝑣𝑒 =
𝑐
𝜌𝑚
Considerando c = 100 para flujo continúo con mínimo de sólidos, tenemos:
𝑣𝑒 =
100
2.95
= 58.22 𝑓𝑡/𝑠
𝑣𝑒 = 58.22 ft/s.
3)
Cálculo del área mínima de la sección transversal para evitar erosión por
fluido mediante la ecuación (2.3):
𝑍𝑅 𝑇
𝐴=
𝑠
9.35 + 21.25𝑃
𝑣𝑒
Sustituyendo:
𝐴=
9.35 +
0.97×850×560
21.25×114.7
58.22
=
3.414 𝑖𝑛2
× 10 000 𝑏𝑏𝑙/𝑑 = 34.14 𝑖𝑛2
1 000 𝑏𝑏𝑙/𝑑
A = 34.14 in2.
46
4)
Determinar el diámetro interno mínimo de la tubería.
𝜋𝑑 2
𝐴=
∴𝑑=
4
4𝐴
𝜋
Sustituyendo:
𝑑𝑖 =
4 × 34.14
= 6.59 𝑖𝑛
𝜋
di = 6.59 in ≈ 8 in.
Del anexo no. 1 tenemos:
Espesor
Tamaño Diámetro
Peso
de pared
nominal externo
nominal
nominal
(in)
(in)
(lb/ft)
(in)
0.277
24.70
0.322
28.55
0.406
35.66
0.500
43.39
8
8.625
0.594
50.93
0.719
60.69
0.812
67.79
0.875
72.42
0.906
74.71
Tipo
STD
XS
XXS
Cedula
No.
30
40
60
80
100
120
140
160
MÁXIMA PRESIÓN DE TRABAJO
ADMISIBLE (PSI)
-20/400 401/500 501/600 601/650
°F
°F
°F
°F
908
858
786
772
1098
1038
950
934
1457
1377
1260
1238
1864
1762
1612
1584
2278
2153
1970
1936
2838
2682
2455
2413
3263
3084
2823
2774
3555
3359
3075
3022
3700
3496
3200
3145
di = 8.071 in.
5)
Comprobar que el diámetro sea el óptimo, determinando la velocidad de flujo
que debe de ser menor a 60 ft/s para no tener problemas de ruido, lo cual
puede ocasionar caídas de presión y erosión. Para esto primero calcularemos
el gasto másico total de la mezcla gas-líquido mediante la ecuación (2.5):
𝑊 = 3 180𝑄𝑔 𝛾𝑔 + 14.6𝑄𝑙 𝛾𝑙
Sustituyendo:
𝑊 = 3 180 × 8.5 × 0.75 + 14.6 × 10 000 × 0.865 = 146 562.5 𝑙𝑏/𝑕𝑟
W = 146 562.5 lb/hr.
47
El gasto volumétrico total de la mezcla gas-líquido se obtiene como sigue:
𝑄=
𝑊
𝜌𝑚
Sustituyendo:
𝑄=
146 562.5 ÷ 3 600
= 13.8 𝑓𝑡 3 /𝑠
2.95
Q = 13.8 ft3/s.
La velocidad de flujo para el diámetro seleccionado será:
𝑣=
𝑄
𝑄
= 𝜋𝑑 2
𝐴
4
Sustituyendo:
𝑣=𝜋
13.8
(8.071 ÷ 12)2
4
= 38.84 𝑓𝑡/𝑠
𝑣 = 38.84 ft/s < 60 ft/s.
Las características principales de la tubería son:

Diámetro nominal: 8 in.

Diámetro externo: 8.625 in.

Diámetro interno: 8.071 in.

Espesor de pared: 0.277 in.

Peso: 24.70 lb/ft.

Cedula: 30
48
6)
Estimación de la caída de presión mediante la ecuación (2.4):
∆𝑃 =
0.000336𝑓𝑊 2
𝑑𝑖5 𝜌𝑚
Para calcular ΔP, primero se tiene que determinar el factor de fricción de Moody (𝑓),
𝜀
el cual es una función del número de Reynolds (Re) y de la rugosidad relativa (𝐷) de
la superficie de la tubería.
Re se determina por la siguiente ecuación:
𝑅𝑒 =
𝜌𝑣𝑑𝑖
𝜇
(2.8)
Donde:
Re = numero de Reynolds, adimensional.
ρ = densidad del fluido, lb/ft3.
𝑣 = velocidad de flujo del fluido, ft/s.
di = diámetro interno de la tubería, ft.
μ = viscosidad del fluido, lb/ft-s; o centipoises dividido por 1 488; o (centistokes
por la densidad relativa) dividido por 1 488.
Para determinar Re, primero se tiene que calcular la μ y a su vez primero calcular la
viscosidad del líquido (μl). La μl se calcula como sigue:
𝜇𝑙 =
𝜇𝑜 𝑄𝑜 + 𝜇𝑤 𝑄𝑤
𝑄𝑜 + 𝑄𝑤
Sustituyendo:
𝜇𝑙 =
13.1 × 9 000 + 0.68 × 1 000
= 11.86 𝑐𝑝
9 000 + 1 000
μl = 11.86 cp.
49
La μ se calcula como sigue:
𝜇=
𝜇𝑙 𝑄𝑙 + 𝜇𝑔 𝑄𝑔
𝑄𝑙 + 𝑄𝑔
Sustituyendo:
𝜇=
11.86 × 10 000 + 0.011 ×
10 000 +
8 500 000
5.615
8 500 000
= 0.089 𝑐𝑝
5.615
μ = 0.089 cp.
Sustituyendo valores en la ecuación (2.8):
𝑅𝑒 =
2.95 × 38.84 ×
8.071
12
0.089 ÷ 1 488
= 1 288 428
Re = 1 288 428
Del anexo no. 2 entrando a la gráfica en 8” verticalmente hasta la línea de acero
𝜀
comercial, se lee en la escala de la izquierda 𝐷.
𝜀
𝐷
= 0.0002
Del anexo no. 3 entrando al diagrama con Re = 1 288 428 verticalmente hasta la
𝜀
curva de 𝐷 = 0.0002, se lee en la escala de la izquierda 𝑓.
𝑓 = 0.0145
Sustituyendo valores en la ecuación (2.4):
∆𝑃 =
0.000336 × 0.0145 × 146 562.52 1.04 𝑝𝑠𝑖
=
× 65.62 𝑓𝑡 = 0.68 𝑝𝑠𝑖
8.0715 × 2.95
100 𝑓𝑡
Por lo tanto la caída de presión en 20 m de tubería será:
ΔP = 0.68 psi.
50
2.1.2.2. COLECTOR DE MEDICIÓN
Para fines generales de ingeniería (es decir, sin excesivas precauciones), se
considera que para calcular las dimensiones de una instalación de medición
(colectores, separadores y tanques), se debe de dividir la producción total que recibe
la estación de recolección y separación entre el numero de pozos alineados a la
misma.
Bajo estas condiciones, a continuación se calcularan las dimensiones óptimas del
colector de medición.
Considerando una producción total de 10 000 bbl/d con 10% de agua, 8.5 MMSCFD
y un total de 10 pozos alineados a la estación de recolección y separación, se tiene:
Datos:
o Ql = 1 000 bbl/d.
o Qg = 0.85 MMSCFD.
o Porcentaje de agua = 10%.
o Gravedad del aceite = 35 °API.
o 𝛾𝑔 = 0.75
o μo = 13.1 cp.
o μw = 0.68 cp.
o µg = 0.011 cp.
o Presión de llegada al área de recolección = 7 kg/cm2 = 100 psi.
o L = 20 m = 65.62 ft (longitud aproximada del cabezal a la entrada del
separador).
o T = 100 °F = 560 °R.
51
Procedimiento:
1)
Densidad de la mezcla gas-líquido.
ρm = 2.95 lb/ft3.
2)
Velocidad de erosión.
𝑣𝑒 = 58.22 ft/s.
3)
Área mínima de la sección transversal para evitar erosión por fluido.
𝐴=
9.35 +
0.97×850×560
21.25×114.7
58.22
3.414 𝑖𝑛2
=
× 1 000 𝑏𝑏𝑙/𝑑 = 3.414 𝑖𝑛2
1 000 𝑏𝑏𝑙/𝑑
A = 3.414 in2.
4)
Diámetro interno mínimo de la tubería.
𝑑𝑖 =
4 × 3.414
= 2.085 𝑖𝑛
𝜋
di = 2.085 in ≈ 2.5 in.
Del anexo no. 1 tenemos:
Espesor
Tamaño Diámetro
Peso
de pared
nominal externo
nominal
nominal
(in)
(in)
(lb/ft)
(in)
0.276
7.66
0.375
10.01
2½
2.875
0.552
13.70
0.750
17.02
0.300
10.25
3
3.500
0.438
14.31
0.600
18.58
Tipo
XS
Cedula
No.
80
160
XXS
XS
XXS
80
160
MÁXIMA PRESIÓN DE TRABAJO
ADMISIBLE (PSI)
-20/400 401/500 501/600 601/650
°F
°F
°F
°F
2814
2660
2434
2392
4194
3963
3628
3565
6850
6473
5925
5822
9772
9423
8652
8476
2553
2412
2208
2170
4123
3896
3566
3504
6090
5755
5268
5176
di = 2.900 in.
52
5)
Comprobar que el diámetro sea el óptimo, determinando la velocidad de flujo
que debe de ser menor a 60 ft/s para no tener problemas de ruido, lo cual
puede ocasionar caídas de presión y erosión.
𝑊 = 3 180 × 0.85 × 0.75 + 14.6 × 1 000 × 0.865 = 14 656.25 𝑙𝑏/𝑕𝑟
W = 14 656.25 lb/hr.
𝑄=
14 656.25 ÷ 3 600
= 1.38 𝑓𝑡 3 /𝑠
2.95
Q = 1.38 ft3/s.
𝑣=𝜋
1.38
(2.900 ÷ 12)2
4
= 30.09 𝑓𝑡/𝑠
𝑣 = 30.09 ft/s < 60 ft/s.
Las características principales de la tubería son:

Diámetro nominal: 3 in.

Diámetro externo: 3.500 in.

Diámetro interno: 2.900 in.

Espesor de pared: 0.300 in.

Peso: 10.25 lb/ft.

Tipo: XS.

Cedula: 80
53
6)
Caída de presión.
𝑅𝑒 =
2.95 × 30.09 ×
2.900
12
0.089 ÷ 1 488
= 358 653
Re = 358 653
Del anexo no. 2 se lee:
𝜀
𝐷
= 0.0006
Del anexo no. 3 se lee:
𝑓 = 0.0177
∆𝑃 =
0.000336 × 0.0177 × 14 656.252 2.11 𝑝𝑠𝑖
=
× 65.62 𝑓𝑡 = 1.38 𝑝𝑠𝑖
2.9005 × 2.95
100 𝑓𝑡
Por lo tanto la caída de presión en 20 m de tubería será:
ΔP = 1.38 psi.
54
2.2. COLECTOR DE GAS GENERAL
Es la tubería que va desde el separador más alejado hasta el quemador de gases o a
compresoras y es la colectora de las descargas de gases de todos los separadores,
tanto de medición como de producción general o de grupo (figura 2.2.1.).
Fig. 2.2. 1. Ubicación del colector de gas general.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
El gas separado en la estación de recolección y separación es colectado por esta
tubería que orienta el flujo hacia compresoras para ser enviado a plantas de proceso
para su aprovechamiento; en caso de que no se tuvieran sistemas de compresión,
entonces se envía al quemador para su eliminación controlada y evitar emanaciones
hacia la atmosfera.
55
Sobre este colector se instalan el medidor general del volumen de gas manejado en
la estación de recolección y separación (que consiste en el gas producido más el
utilizado en el bombeo neumático de los pozos que operan con este sistema) y el
cabezal de regulación de la presión de separación. Para el cálculo de la capacidad
se considera como su longitud la distancia mayor hacia el quemador o compresoras,
siendo precisamente la parte final de esta tubería.
2.2.1. CRITERIOS DE DIMENSIONAMIENTO
Las líneas de gas deben ser dimensionadas de modo que la presión final resultante
sea lo suficientemente alta para satisfacer los requerimientos de la próxima parte del
equipo. Además la velocidad puede ser un problema de ruido si excede los 60 ft/s;
sin embargo, esta velocidad no debe ser interpretada como un criterio absoluto. Las
velocidades más altas son aceptables cuando la tubería y sus componentes son
diseñados para minimizar o aislar el ruido.
El diseño de cualquier sistema de tubería, donde se espera utilizar inhibición de
corrosión, debe considerar un espesor de pared adicional en su diseño de tubería y/o
la reducción de la velocidad para a su vez reducir los efectos de la extracción de la
película inhibidora de la pared del tubo. Se sugiere que en estos sistemas exista un
método de monitoreo para el espesor de pared.
56
2.2.1.1. ECUACIÓN GENERAL DE CAÍDA DE PRESIÓN
𝑃12 − 𝑃22 = 25.2
𝛾𝑔 𝑄𝑔2 𝑍𝑇𝑓𝐿
𝑑𝑖5
(2.9)
Donde:
P1 y P2 = presión de entrada y presión de salida, psia.
𝛾𝑔 = densidad relativa del gas a condiciones estándar.
Qg = gasto de gas a condiciones estándar, MMSCFD.
Z = factor de compresibilidad del gas, adimensional.
T = temperatura de operación, °R.
𝑓 = factor de fricción de Moody, adimensional.
L = longitud de la tubería, ft.
di = diámetro interno de la tubería, in.
Reagrupando la ecuación (2.9) y resolviendo para Qg tenemos:
𝑑𝑖5 𝑃12 − 𝑃22
𝑄𝑔 = 0.199
𝑍𝑇𝑓𝐿𝛾𝑔
1
2
(2.10)
Una aproximación de la ecuación (2.9) puede ser hecha cuando la caída de presión
sea menor que el 10% de la presión de entrada. Si esto es verdad, podemos asumir:
𝑃12 − 𝑃22 ≅ 2𝑃1 𝑃1 − 𝑃2
(2.11)
Sustituyendo en la ecuación (2.9), tenemos:
∆𝑃 = 12.6
𝛾𝑔 𝑄𝑔2 𝑍𝑇𝑓𝐿
𝑃1 𝑑𝑖5
(2.12)
57
2.2.1.2. CAÍDA DE PRESIÓN EMPÍRICA
Muchas ecuaciones empíricas han sido desarrolladas para evitar la resolución
mediante el factor de fricción de Moody. Todas las ecuaciones parten de la ecuación
general de flujo con varias asunciones relativas al número de Reynolds.
2.2.1.2.1. ECUACIÓN DE WEYMOUTH
La ecuación empírica de caída de presión más conocida para flujo de gas a través de
tuberías en la estación de recolección y separación es la ecuación de Weymouth.
Esta ecuación está basada en mediciones de aire comprimido fluyendo en tubos que
van desde 0.8” a 11.8” en el rango del diagrama de Moody donde las curvas
𝜀
𝐷
son
horizontales (por ejemplo, alto número de Reynolds). En este rango, el factor de
fricción de Moody es independiente del número de Reynolds y depende de la
rugosidad relativa.
La ecuación de Weymouth puede ser expresada como:
𝑄𝑔 = 1.11𝑑𝑖2.67
𝑃12 − 𝑃22
𝐿𝛾𝑔 𝑍𝑇
1
2
(2.13)
Donde:
Qg = gasto de gas a condiciones estándar, MMSCFD.
di = diámetro interno de la tubería, in.
P1 y P2 = presión en los puntos 1 y 2 respectivamente, psia.
L = longitud de la tubería, ft.
𝛾𝑔 = densidad relativa del gas a condiciones estándar.
Z = factor de compresibilidad del gas, adimensional.
T = temperatura de operación, °R.
58
Es importante recordar las asunciones usadas en la obtención de esta ecuación y
cuando estas son apropiadas. Las longitudes cortas de la tubería con caídas de
presión altas probablemente caerán en flujo turbulento (números de Reynolds altos)
y las asunciones hechas por Weymouth, por lo tanto, son apropiadas. La experiencia
de la industria indica que la ecuación de Weymouth es adecuada para la mayoría de
tuberías dentro de la estación de recolección y separación. Sin embargo, el factor de
fricción usado por Weymouth es generalmente demasiado bajo para diámetros
grandes o líneas de velocidad bajas donde el régimen de flujo es, en una forma más
adecuada, caracterizada por la porción inclinada del diagrama de Moody.
59
2.2.1.2.2. ECUACIÓN DE PANHANDLE
Esta ecuación asume que el factor de fricción puede ser representado por una línea
recta de pendiente negativa constante en la región del número de Reynolds
moderado del diagrama de Moody.
La ecuación de Panhandle puede ser expresada como:
𝑃12 − 𝑃22
𝑄𝑔 = 0.028𝐸 0.961
𝛾𝑔
𝑍𝑇𝐿
0.51
𝑑𝑖2.53
(2.14)
Donde:
Qg = gasto de gas a condiciones estándar, MMSCFD.
P1 y P2 = presión de entrada y presión de salida, psia.
𝛾𝑔 = densidad relativa del gas a condiciones estándar.
Z = factor de compresibilidad del gas, adimensional.
T = temperatura de operación, °R.
L = longitud de la tubería, millas.
di = diámetro interno de la tubería, in.
E = factor de eficiencia.
E = 1.0 para tubería nueva.
E = 0.95 para condiciones de operación buenas.
E = 0.92 para condiciones de operación promedio.
E = 0.85 para condiciones de operación desfavorables.
60
En la práctica, la ecuación de Panhandle es usada comúnmente para diámetros
grandes (mayores a 10”) y tuberías de gran longitud (por lo general medida en millas)
donde el número de Reynolds está en la porción de la línea recta del diagrama de
Moody. Se puede notar que ni Weymouth ni Panhandle representan una asunción
“conservativa”. Si la formula de Weymouth es adoptada, y el flujo es de un número
de Reynolds moderado, el factor de fricción, en realidad, será más alto que el
asumido (la porción de línea inclinada es más alta que la porción horizontal de la
curva de Moody), y la caída de presión real será más alta que la calculada. Si la
formula de Panhandle es usada y el flujo está verdaderamente en un numero de
Reynolds alto, el factor de fricción será más alto que el asumido (la ecuación asume
que el factor de fricción continua declinando con el incremento del número de
Reynolds fuera de la porción horizontal de la curva), y la caída de presión real será
más alta que la calculada.
61
2.2.1.2.3. ECUACIÓN DE SPITZGLASS
Esta ecuación es usada para líneas cercanas a la presión atmosférica. La ecuación
se deriva haciendo las siguientes asunciones en la ecuación (2.10):
3.6

𝑓 = 1+

T = 520 °R.

P1 = 15 psi.

Z = 1.0 para gas ideal.

ΔP < 10% de P1.
𝑑𝑖
+ 0.03𝑑𝑖
1
100
Con estas asunciones, y expresando la caída de presión en términos de pulgadas de
agua, la ecuación de Spitzglass puede ser expresada como:
𝑄𝑔 = 0.09
𝑕𝑤 𝑑𝑖5
3.6
𝛾𝑔 𝐿 1 +
𝑑𝑖
1
2
+ 0.03𝑑𝑖
(2.15)
Donde:
Qg = gasto de gas a condiciones estándar, MMSCFD.
hw = perdida de presión, pulgadas de agua.
di = diámetro interno de la tubería, in.
𝛾𝑔 = densidad relativa del gas a condiciones estándar.
L = longitud de la tubería, ft.
62
2.2.1.3. ECUACIÓN DE LA VELOCIDAD DEL GAS
Las velocidades del gas pueden ser calculadas usando la siguiente ecuación:
𝑣𝑔 =
60𝑍𝑄𝑔 𝑇
𝑑𝑖2 𝑃
(2.16)
Donde:
𝑣𝑔 = velocidad del gas, ft/s.
Z = factor de compresibilidad del gas, adimensional.
Qg = gasto de gas a condiciones estándar, MMSCFD.
T = temperatura de operación, °R.
di = diámetro interno de la tubería, in.
P = presión de operación, psia.
63
2.2.2. DIMENSIONAMIENTO DEL COLECTOR DE GAS GENERAL
El cálculo del diámetro del colector de gas general se efectuara usando la ecuación
de Weymouth, ya que esta ecuación es adecuada cuando nos encontramos dentro
de la estación de recolección y separación.
Se debe considerar que el gas fluye con mayor facilidad hacia el quemador porque la
contrapresión es la atmosférica, en tanto que hacia las compresoras hay una presión
de succión en contra. Tomando en cuenta lo anterior, se tiene:

P1 = presión de separación, considerada como tal.

P2 = presión atmosférica si se considera que el gas fluye hacia el quemador, o
bien, la presión de succión de la compresora, si es que existe o se va a contar
con ella. En el caso que fluya hacia esta última, la presión debe de ser entre
0.3 y 0.5 kg/cm2 menor a la de separación (para asegurar que siempre exista
carga en la succión).
A continuación vamos a calcular las dimensiones óptimas del colector de gas general
hacia la estación de compresión en base a los datos que se han venido manejando.
o Qg = 8.5 MMSCFD.
o 𝛾𝑔 = 0.75
o µg = 0.011 cp.
o ρg = 0.42 lb/ft3 (valor determinado en la sección 3.3.5.).
o Z = 0.97
o P1 = 7 kg/cm2 = 100 psi.
o P2 = 6.5 kg/cm2 = 92.43 psi.
o L = 130 m = 426.5 ft (distancia a la estación de compresión).
o T = 100 °F = 560 °R.
64
Procedimiento:
1)
Determinar el diámetro interno mínimo de la tubería mediante la ecuación
(2.13):
𝑄𝑔 = 1.11𝑑𝑖2.67
𝑃12 − 𝑃22
𝐿𝛾𝑔 𝑍𝑇
1
2
Despejando di, se tiene:
2.67
𝑑𝑖 =
𝑄𝑔 𝐿𝛾𝑔 𝑍𝑇
1.11 𝑃12 − 𝑃22
1
2
Sustituyendo:
2.67
𝑑𝑖 =
8.5 426.5 × 0.75 × 0.97 × 560
1.11
114.72 − 107.132
1
2
= 5.11 𝑖𝑛
di = 5.11 in ≈ 6 in.
Del anexo no. 1 tenemos:
Espesor
Tamaño Diámetro
Peso
de pared
nominal externo
nominal
nominal
(in)
(in)
(lb/ft)
(in)
0.280
18.97
0.432
28.57
6
6.625
0.562
36.42
0.719
45.34
0.864
53.16
Tipo
STD
XS
Cedula
No.
40
80
120
160
XXS
MÁXIMA PRESIÓN DE TRABAJO
PERMISIBLE (PSI)
-20/400 401/500 501/600 601/650
°F
°F
°F
°F
1206
1139
1043
1025
2062
1949
1784
1753
2817
2663
2437
2395
3760
3553
3252
3196
4660
4404
4031
3961
di = 6.065 in.
2)
Comprobar que el diámetro sea el óptimo, determinando la velocidad del gas
que debe de ser menor a 60 ft/s para no tener problemas de ruido, lo cual
puede ocasionar caídas de presión y erosión, utilizando la ecuación (2.16):
𝑣𝑔 =
60𝑍𝑄𝑔 𝑇
𝑑𝑖2 𝑃
65
Sustituyendo:
𝑣𝑔 =
60 × 0.97 × 8.5 × 560
= 65.66 𝑓𝑡/𝑠
6.0652 × 114.7
𝑣𝑔 = 65.66 ft/s > 60 ft/s.
Como se observa, la velocidad del gas, con un diámetro interno de 6.065” excede los
60 ft/s por lo que podría tener problemas de ruido. El diámetro seleccionado será
mayor.
Espesor
Tamaño Diámetro
Peso
de pared
nominal externo
nominal
nominal
(in)
(in)
(lb/ft)
(in)
0.277
24.70
0.322
28.55
0.406
35.66
0.500
43.39
8
8.625
0.594
50.93
0.719
60.69
0.812
67.79
0.875
72.42
0.906
74.71
Tipo
STD
XS
Cedula
No.
30
40
60
80
100
120
140
XXS
160
MÁXIMA PRESIÓN DE TRABAJO
PERMISIBLE (PSI)
-20/400 401/500 501/600 601/650
°F
°F
°F
°F
908
858
786
772
1098
1038
950
934
1457
1377
1260
1238
1864
1762
1612
1584
2278
2153
1970
1936
2838
2682
2455
2413
3263
3084
2823
2774
3555
3359
3075
3022
3700
3496
3200
3145
di = 8.071 in.
𝑣𝑔 =
60 × 0.97 × 8.5 × 560
= 37.08 𝑓𝑡/𝑠
8.0712 × 114.7
𝑣𝑔 = 37.08 ft/s < 60 ft/s.
Las características principales de la tubería son:

Diámetro nominal: 8 in.

Diámetro externo: 8.625 in.

Diámetro interno: 8.071 in.

Espesor de pared: 0.277 in.

Peso: 24.70 lb/ft.

Cedula: 30
66
3)
Estimación de la caída de presión mediante la ecuación (2.12):
∆𝑃 = 12.6
𝛾𝑔 𝑄𝑔2 𝑍𝑇𝑓𝐿
𝑃1 𝑑𝑖5
Determinando 𝑓, se tiene:
𝑅𝑒 =
0.42 × 37.08 ×
8.071
12
0.011 ÷ 1 488
= 1 416 920
Re = 1 416 920
Del anexo no. 2 se lee:
𝜀
𝐷
= 0.0002
Del anexo no. 3 se lee:
𝑓 = 0.0144
Sustituyendo valores en la ecuación (2.12):
∆𝑃 = 12.6
0.75 × 8.52 × 0.97 × 560 × 0.0144 × 426.5
= 0.58 𝑝𝑠𝑖
114.7 × 8.0715
ΔP = 0.58 psi.
67
2.3. COLECTOR DE LÍQUIDOS
Es la tubería que colecta las descargas de líquidos de los separadores, tanto de
medición como de producción general, y los transporta al tanque deshidratador si
contiene agua o a los tanques de almacenamiento si es aceite limpio. Su longitud va
del separador más alejado al último tanque de almacenamiento.
A continuación se muestra la ubicación del colector de líquidos (figura 2.3.1.):
Fig. 2.3. 1. Ubicación del colector de líquidos.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
68
2.3.1. CRITERIOS DE DIMENSIONAMIENTO
Las líneas de líquido deben ser dimensionadas principalmente en base a la velocidad
de flujo. Para líneas que transportan líquidos desde un recipiente presurizado a otro
por diferencia de presión, la velocidad de flujo no debe exceder los 15 ft/s a
velocidades de flujo máximo, para minimizar el flasheo (el fluido entra a la válvula en
estado líquido y sale una mezcla de líquido-vapor) delante de la válvula de control. Si
es posible, la velocidad de flujo no debe ser menor que 3 ft/s para minimizar la
deposición de arena y otros sólidos. A estas velocidades de flujo, la caída de presión
global en la tubería, por lo general, será pequeña. La mayor parte de la caída de
presión en las líneas de líquido entre dos recipientes a presión ocurrirá en la válvula
de descarga y/o estrangulador.
Las velocidades de flujo en líneas de líquido pueden ser leídas del anexo no. 4 o
pueden ser calculadas usando la siguiente ecuación:
𝑣𝑙 =
0.012𝑄𝑙
𝑑𝑖2
(2.17)
Donde:
𝑣𝑙 = velocidad promedio de flujo de líquido, ft/s.
Ql = gasto de líquido, bbl/d.
di = diámetro interno de la tubería, in.
69
La caída de presión para líneas de líquido puede ser calculada usando la siguiente
ecuación:
∆𝑃 =
0.00115𝑓𝑄𝑙2 𝛾𝑙
𝑑𝑖5
(2.18)
Donde:
ΔP = caída de presión, psi/100 ft.
𝑓 = factor de fricción de Moody, adimensional.
Ql = gasto de líquido, bbl/d.
𝛾𝑙 = densidad relativa del líquido (agua = 1).
di = diámetro interno de la tubería, in.
70
2.3.2. DIMENSIONAMIENTO DEL COLECTOR DE LÍQUIDOS
A continuación vamos a calcular las dimensiones óptimas del colector de líquidos en
base a los datos que se han venido manejando.
Datos:
o Ql = 10 000 bbl/d.
o 𝛾𝑙 = 0.865
o μl = 11.86 cp.
o ρl = 54 lb/ft3 (valor determinado en la sección 3.3.5.).
o L = 125 m = 410.1 ft (distancia al último tanque de almacenamiento).
Procedimiento:
1)
Establecer un diámetro interno de tubería preliminar mediante la ecuación
(2.17):
𝑣𝑙 =
0.012𝑄𝑙
𝑑𝑖2
Despejando di, se tiene:
𝑑𝑖 =
0.012𝑄𝑙
𝑣𝑙
La recomendación es que la velocidad de flujo en las líneas de líquido este entre los
límites de 3 y 15 ft/s. Utilizando una velocidad de 9 ft/s, se tiene:
𝑑𝑖 =
0.012 × 10 000
= 3.65 𝑖𝑛
9
di = 3.65 in ≈ 4 in.
71
Del anexo no. 1 tenemos:
Espesor
Tamaño Diámetro
Peso
de pared
nominal externo
nominal
nominal
(in)
(in)
(lb/ft)
(in)
0.237
10.79
0.337
14.98
4
4.500
0.438
18.98
0.531
22.52
0.674
27.54
Tipo
STD
XS
Cedula
No.
40
80
120
160
XXS
MÁXIMA PRESIÓN DE TRABAJO
PERMISIBLE (PSI)
-20/400 401/500 501/600 601/650
°F
°F
°F
°F
1439
1360
1245
1223
2276
2151
1969
1934
3149
2976
2724
2676
3979
3760
3442
3382
5307
5015
4591
4511
di = 4.026 in.
2)
Comprobar que el diámetro sea el óptimo, calculando la velocidad de flujo del
líquido, el cual debe de estar entre 3 y 15 ft/s.
𝑣𝑙 =
0.012𝑄𝑙
𝑑𝑖2
Sustituyendo:
𝑣𝑙 =
0.012 × 10 000
= 7.4 𝑓𝑡/𝑠
4.0262
𝑣𝑙 = 7.4 ft/s.
Las características principales de la tubería son:

Diámetro nominal: 4 in.

Diámetro externo: 4.500 in.

Diámetro interno: 4.026 in.

Espesor de pared: 0.237 in.

Peso: 10.79 lb/ft.

Tipo: STD.

Cedula: 40
72
3)
Estimación de la caída de presión mediante la ecuación (2.18):
∆𝑃 =
0.00115𝑓𝑄𝑙2 𝛾𝑙
𝑑𝑖5
Determinando 𝑓, se tiene:
𝑅𝑒 =
54 × 7.4 ×
4.026
12
11.86 ÷ 1 488
= 16 820
Re = 16 820
Del anexo no. 2 se lee:
𝜀
𝐷
= 0.0004
Del anexo no. 3 se lee:
𝑓 = 0.0273
Sustituyendo valores en la ecuación (2.18):
∆𝑃 =
0.00115 × 0.0273 × 10 0002 × 0.865 2.57 𝑝𝑠𝑖
=
× 410.1 𝑓𝑡 = 10.54 𝑝𝑠𝑖
4.0265
100 𝑓𝑡
Por lo tanto la caída de presión en 125 m de tubería será:
ΔP = 10.54 psi.
73
2.4. COLECTOR DE ACEITE
Es la tubería que comunica las descargas de todos los tanques de almacenamiento y
medición con la succión de la estación de bombas (figura 2.4.1.).
Fig. 2.4. 1. Ubicación del colector de aceite.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
74
2.4.1. CRITERIOS DE DIMENSIONAMIENTO
Los sistemas de tuberías de succión de bomba reciprocante, rotatoria y centrífuga
deben diseñarse para que la carga neta positiva de succión disponible (NPSH) en la
brida de entrada de la bomba exceda la NPSH requerida de la bomba. Además,
deben tomarse medidas en la tubería de succión de la bomba reciprocante para
minimizar las pulsaciones. El funcionamiento satisfactorio de la bomba requiere que
esencialmente el líquido no vaporice a medida que entra en la carcasa de la bomba o
cilindro.
A continuación se enumeran los principales criterios de diseño:
1) En una bomba centrifuga o rotatoria, la presión del líquido en la brida de
succión debe ser lo suficientemente alta para superar la caída de presión entre
la brida y la entrada del rotor y mantener la presión en el líquido por encima de
su presión de vapor. De lo contrario se producirá cavitación. En una unidad
reciprocante, la presión en la brida de succión debe cumplir los mismos
requisitos; pero el NPSH requerido por la bomba es típicamente mayor que
para una bomba centrifuga debido a la caída de presión a través de las
válvulas y la caída de presión causada por pulsaciones en el flujo. Del mismo
modo, la NPSH disponible suministrada a la succión de la bomba debe de
tener en cuenta la aceleración en la tubería de succión causada por el flujo
pulsante, así como la fricción, la velocidad y la carga estática.
2) La diferencia de presión necesaria disponible a través de la presión de vapor
del fluido bombeado puede ser definida como la carga neta positiva de succión
disponible (NPSHa). Es la carga total en pies absolutos determinados en la
boquilla de succión, menos la presión de vapor del líquido en pies absolutos.
El NPSH disponible siempre debe ser igual o superior al NPSH requerido de la
bomba. El NPSH disponible para la mayoría de aplicaciones de bomba puede
ser calculado utilizando la ecuación:
𝑁𝑃𝑆𝐻𝑎 = 𝑕𝑝 − 𝑕𝑣𝑝𝑎 + 𝑕𝑠𝑡 − 𝑕𝑓 − 𝑕𝑣𝑕 − 𝑕𝑎
(2.19)
75
Donde:
hp = carga de presión absoluta debido a la presión, la atmosfera o de
otra manera, en la superficie del líquido que va a la succión, ft líquido.
hvpa = presión de vapor absoluta del líquido a la temperatura de succión,
ft líquido.
hst = carga estática, positivo o negativo, debido al nivel de líquido por
encima o por debajo de la línea de referencia (línea central de la
bomba), ft líquido.
hf = carga por fricción o perdida de carga debido a la fricción de la
corriente en la tubería de succión, incluyendo perdidas de entrada y
salida, ft líquido.
𝑉2
hvh = carga por velocidad = 2𝑔𝑙 , ft líquido.
ha = carga por aceleración, ft líquido.
Vl = velocidad del líquido en la tubería, ft/s.
g = constante gravitacional (normalmente 32.2 ft/s2).
3) Para una bomba centrifuga o rotatoria, la carga por aceleración, ha, es cero.
Para bombas reciprocantes, la carga por aceleración es crítica, y puede ser
determinada por la siguiente ecuación del instituto de hidráulica:
𝑕𝑎 =
𝐿𝑉𝑙 𝑅𝑝 𝐶
𝐾𝑔
(2.20)
76
Donde:
ha = carga por aceleración, ft líquido.
L = longitud de la línea de succión, ft (longitud real, no la longitud
equivalente).
Vl = velocidad del líquido promedio en la línea de succión, ft/s.
Rp = velocidad de la bomba, revoluciones/minuto.
C = constante empírica para el tipo de bomba:
C = 0.200 para doble efecto simplex.
C = 0.200 para simple efecto dúplex.
C = 0.115 para doble efecto dúplex.
C = 0.066 para simple o doble efecto triplex.
C = 0.040 para simple o doble efecto quintuplex.
C = 0.028 para simple o doble efecto septuplex.
Nota: la constante C puede variar de estos valores por proporciones
inusuales de longitud de la biela al radio de manivela.
K = factor que representa el reciproco de la fracción de la carga por
aceleración teórica que se debe proporcionar para evitar una alteración
notable en la tubería de succión.
K = 1.4 para líquido casi sin compresibilidad (agua des aireada).
K = 1.5 para amina, glicol, agua.
K = 2.0 para la mayoría de los hidrocarburos.
K = 2.5 para líquido relativamente compresible (aceite caliente o etano).
g = constante gravitacional (normalmente 32.2 ft/s2).
77
4) Cuando más de una bomba reciprocante es operado simultáneamente en una
línea de alimentación común, a veces todos los cigüeñales están en fase y,
para el sistema de alimentación, las múltiples bombas actúan como una
bomba de ese tipo con una capacidad igual a la de todas las bombas
combinadas. En este caso, la velocidad máxima instantánea en la línea de
alimentación seria igual a la creada por una bomba que tiene una capacidad
igual a la de todas las bombas combinadas.
5) Si la carga por aceleración se determina que es excesiva, se debe evaluar lo
siguiente:
a. Acortar la línea de succión. La carga por aceleración es directamente
proporcional a la longitud de la línea, L.
b. Use tubería de succión más grande para reducir la velocidad. Esto es
muy útil ya que la velocidad varía inversamente con el cuadrado del
diámetro interior de la tubería. La carga por aceleración es
directamente proporcional a la velocidad del fluido, Vl.
c. Reducir la velocidad de la bomba requerida mediante el uso de un
embolo o pistón de tamaño más grande, si lo permite la capacidad de la
bomba. La velocidad requerida es inversamente proporcional al
cuadrado del diámetro del embolo. La carga por aceleración es
directamente proporcional a la velocidad de la bomba, Rp.
d. Considere una bomba con un mayor número de émbolos. Por ejemplo:
C = 0.040 para una bomba quintuplex. Esto es alrededor del 40%
menos que C = 0.066 para una bomba triplex. La carga por aceleración
es directamente proporcional a C.
e. Considere el uso de un amortiguador de pulsaciones si las soluciones
anteriores no son aceptables. Los resultados obtenibles mediante el
uso de un amortiguador en el sistema de succión dependen del
tamaño, tipo, localización, y la presión de carga utilizada. Un buen
78
amortiguador, adecuadamente situado, si se mantiene adecuadamente
cargado, puede reducir la L, la longitud de la tubería utilizada en la
ecuación de carga por aceleración, a un valor de 6 a 16 diámetros de
tubería nominal. Los amortiguadores deben estar ubicados tan cerca de
la succión de la bomba como sea posible.
f. Utilice una bomba booster centrifuga para cargar la succión de la
bomba reciprocante.
6) Las siguientes pautas pueden ser útiles en el diseño de la tubería de succión:
a. La tubería de succión debe ser de uno o dos tamaños de tubería más
grande que la conexión de entrada de la bomba.
b. Las líneas de succión deben ser cortos, con un número mínimo de
codos y accesorios.
c. Los reductores excéntricos deben utilizarse cerca de la bomba, con el
lado plano hacia arriba para mantener la parte superior del nivel de
línea. Esto elimina la posibilidad de bolsas de gas formados en la
tubería de succión. Si el potencial para la acumulación de los desechos
es una preocupación, se recomienda medios para la eliminación.
d. Para
bombas
reciprocantes,
proporcionar
un
amortiguador
de
pulsaciones adecuado (o hacer disposiciones para la adición de un
amortiguador en una fecha posterior) tan cerca del cilindro de la bomba
como sea posible.
e. En instalaciones de bomba múltiple, el tamaño de la línea de
alimentación común para la velocidad será lo más cerca posible a la
velocidad en los laterales que van a las bombas individuales. Esto
evitara los cambios de velocidad y de ese modo minimizar los efectos
de carga por aceleración.
79
7) La tubería de descarga de la bomba reciprocante, rotatoria y centrifuga debe
dimensionarse de manera económica. Además, la tubería de descarga de la
bomba reciprocante debe ser dimensionado para minimizar las pulsaciones.
Las pulsaciones en la tubería de descarga de la bomba reciprocante también
se relacionan con la carga por aceleración, pero son más complejas que las
pulsaciones en la tubería de succión. Las siguientes pautas pueden ser útiles
en el diseño de la tubería de descarga:
a. La tubería de descarga debe ser lo más corta y directa posible.
b. La tubería de descarga debe de ser de uno o dos tamaños de tubería
más grande que la conexión de descarga de la bomba.
c. La velocidad en la tubería de descarga no debe ser superior a tres
veces la velocidad en la tubería de succión. Esta velocidad
normalmente dará lugar a un tamaño de línea económica para todas las
bombas, y minimizara pulsaciones en bombas reciprocantes.
d. Para bombas reciprocantes, incluir un amortiguador de pulsaciones
adecuado (o hacer disposiciones para la adición de un amortiguador en
una fecha posterior) tan cerca del cilindro de la bomba como sea
posible.
8) La tabla 2.1 se puede utilizar para determinar la succión preliminar y los
tamaños de la línea de descarga.
Tabla 2. 1. Velocidades preliminares de equipo de bombeo.
Velocidad Velocidad
de
de
succión
descarga
(ft/s)
(ft/s)
Bombas reciprocantes
Velocidades de hasta 250 RPM
2
Velocidades de 251 a 300 RPM
1½
Velocidades superiores a 330 RPM
1
Bombas centrifugas
2-3
Fuente: American Petroleum Institute.
6
4½
3
6-9
80
2.4.2. DIMENSIONAMIENTO DEL COLECTOR DE ACEITE
A continuación vamos a calcular las dimensiones óptimas del colector de aceite en
base a los siguientes datos conocidos.
Condiciones de operación del tanque de almacenamiento:
o Qo = 9 000 bbl/d.
o Gravedad del aceite = 35 °API.
o 𝛾𝑜 = 0.85
o μo = 1.5 cp a la temperatura de bombeo.
o Presión de operación = 1 kg/cm2 = 14.22 psi.
o Boquilla de salida del recipiente = 10 in.
Datos de la bomba:
o Volumen manejado, 150% (para asegurar la capacidad de mantener el nivel
de líquido durante las sobrecargas) = 13 500 bbl/d.
o Tipo de bomba = triplex (reciprocante).
o RPM de la bomba = 200
o Conexión de succión = 6 in.
o Conexión de descarga = 3 in.
o NPSH requerido = 4 psia a condiciones de operación.
o Presión de descarga = 500 psi.
o Bomba situada a 20 ft por debajo del nivel de líquido en el tanque.
81
Procedimiento:
1)
De la tabla 2.1, se selecciona una velocidad de succión de 2 ft/s para
determinar un tamaño de línea preliminar.
Del anexo no. 4, para un gasto de 13 500 bbl/d, una línea de 8” cedula 40 da una
velocidad de 2.6 ft/s; y una línea de 10” cedula 40 da una velocidad de 1.6 ft/s. A
partir de esto, se selecciona una línea de 10” (10.020” de diámetro interior) para el
primer ensayo.
2)
Determinar la longitud de línea total equivalente (longitud real de la línea de
succión mas la suma de las longitudes equivalentes por fricción que provocan
las conexiones instaladas sobre el ducto) utilizando el anexo no.5.
La línea de succión es de 50 ft de largo y contiene una conexión T, cuatro codos de
90°, dos válvulas de compuerta completamente abierta, y un reductor estándar de 10
in × 6 in.
Longitud equivalente (codos).
= 4 × 18 ft
Longitud equivalente (válvulas de compuerta). = 2 × 6 ft
Longitud equivalente (T).
= 1 × 18 ft
Longitud equivalente (reductor).
= 1 × 9 ft
Contracción de salida del recipiente.
= 1 × 13 ft
Longitud de la línea de 10 in.
Longitud de línea total equivalente.
3)
=
72 ft
=
12 ft
=
18 ft
=
9 ft
=
13 ft
=
50 ft
= 174 ft
Calcular las perdidas por fricción de la línea utilizando la ecuación (2.18):
0.00115𝑓𝑄𝑙2 𝛾𝑙
∆𝑃 =
𝑑𝑖5
Determinando 𝑓, se tiene:
𝑅𝑒 =
62.43 × 0.85 × 1.6 ×
1.5 ÷ 1 488
10.020
12
= 70 328
Re = 70 328
82
Del anexo no. 2 se lee:
𝜀
𝐷
= 0.00018
Del anexo no. 3 se lee:
𝑓 = 0.02
Sustituyendo valores en la ecuación (2.18):
∆𝑃 =
0.00115 × 0.02 × 13 5002 × 0.85 0.035 𝑝𝑠𝑖
=
× 174 𝑓𝑡 = 0.061 𝑝𝑠𝑖
10.0205
100 𝑓𝑡
ΔP total = 0.061 psi.
4)
A continuación, determinar el NPSH disponible a partir de la ecuación (2.19):
𝑁𝑃𝑆𝐻𝑎 = 𝑕𝑝 − 𝑕𝑣𝑝𝑎 + 𝑕𝑠𝑡 − 𝑕𝑓 − 𝑕𝑣𝑕 − 𝑕𝑎
Dado que el aceite se encuentra en equilibrio con el gas en el tanque, también la
presión de vapor del aceite será de 14.22 psi. Por lo tanto:
𝑕𝑣𝑝𝑎 = 𝑕𝑝 =
28.92
= 78.58 𝑓𝑡 𝑙í𝑞𝑢𝑖𝑑𝑜
0.433 × 0.85
𝑕𝑠𝑡 = 20 𝑓𝑡 𝑙í𝑞𝑢𝑖𝑑𝑜
𝑕𝑓 =
0.061
= 0.17 𝑓𝑡 𝑙í𝑞𝑢𝑖𝑑𝑜
0.433 × 0.85
𝑕𝑣𝑕 =
1.6 2
= 0.04 𝑓𝑡 𝑙í𝑞𝑢𝑖𝑑𝑜
2 × 32.2
ha puede determinarse a partir de la ecuación (2.20):
𝑕𝑎 =
𝐿𝑉𝑙 𝑅𝑝 𝐶
𝐾𝑔
83
Sustituyendo:
𝑕𝑎 =
50 × 1.6 × 200 × 0.066
= 16.4 𝑓𝑡 𝑙í𝑞𝑢𝑖𝑑𝑜
2.0 × 32.2
Sustituyendo valores en la ecuación (2.19):
𝑁𝑃𝑆𝐻𝑎 = 78.58 − 78.58 + 20 − 0.17 − 0.04 − 16.4 = 3.39 𝑓𝑡 𝑙í𝑞𝑢𝑖𝑑𝑜
𝑁𝑃𝑆𝐻 𝑟𝑒𝑞𝑢𝑒𝑟𝑖𝑑𝑜 =
4
= 10.87 𝑓𝑡 𝑙í𝑞𝑢𝑖𝑑𝑜
0.433 × 0.85
NPSHa < NPSH requerido.
Conclusión. La bomba no funcionaria en estas condiciones.
Soluciones alternativas. Haciendo referencia al punto (5) de la sección “2.4.1.
Criterios de dimensionamiento”, las siguientes alternativas pueden ser consideradas
como formas de aumentar la NPSHa.
Acortar la línea de succión. Aunque podría ser posible acortar la longitud de la
línea un poco, la carga por aceleración debe reducirse por lo menos
1−
16.4 − 10.87 − 3.39
100% = 87%;
16.4
Por lo que esta alternativa no sería factible.
Use tubería de succión más grande para reducir la velocidad. Si se utiliza un
tubo de 12” en lugar de un tubo de 10”, la velocidad se reduce de 1.6 ft/s a 1.125 ft/s
(anexo no. 4). Del mismo modo, un tubo de 14” reduciría la velocidad a 0.9 ft/s.
Como ninguno de los tamaños de tubería reduciría la velocidad en un 87% (y de ese
modo reducir la carga por aceleración en un 87%), esta alternativa no sería factible.
Reducir la velocidad de la bomba. Una velocidad de la bomba de 200 RPM ya es
muy baja, por lo que esta alternativa no sería factible.
84
Considere una bomba con un mayor número de émbolos. Una alternativa
razonable sería el uso de una bomba quintuplex, en lugar de una triplex, lo que
reduciría la carga por aceleración en un 40%. Dado que se requiere un mayor
porcentaje de reducción, esta alternativa no es factible.
Utilice un amortiguador de pulsaciones. Un amortiguador de pulsaciones
adecuadamente instalado puede reducir la longitud de la línea que se utiliza en la
ecuación (2.20) a 15 (o menos) diámetros de tubería nominal (15×10in/12in/ft =
12.5ft).
Recalculando la carga por aceleración:
𝑕𝑎 =
12.5 × 1.6 × 200 × 0.066
= 4.1 𝑓𝑡 𝑙í𝑞𝑢𝑖𝑑𝑜
2.0 × 32.2
Mediante el uso de un amortiguador de pulsaciones, el NPSH disponible seria:
𝑁𝑃𝑆𝐻𝑎 = 78.58 − 78.58 + 20 − 0.17 − 0.04 − 4.1 = 15.69 𝑓𝑡 𝑙í𝑞𝑢𝑖𝑑𝑜
𝑁𝑃𝑆𝐻 𝑟𝑒𝑞𝑢𝑒𝑟𝑖𝑑𝑜 =
4
= 10.87 𝑓𝑡 𝑙í𝑞𝑢𝑖𝑑𝑜
0.433 × 0.85
NPSHa > NPSH requerido.
Las características principales de la tubería son:

Diámetro nominal: 10 in.

Diámetro externo: 10.750 in.

Diámetro interno: 10.020 in.

Espesor de pared: 0.365 in.

Peso: 40.48 lb/ft.

Tipo: STD.

Cedula: 40
85
Dado que se utilizo el enfoque conservador en la determinación de la longitud de la
línea para volver a calcular la carga por aceleración, la NPSH disponible debe ser
adecuada si se utiliza un amortiguador de pulsaciones.
Si se desea un mayor margen de NPSH disponible sobre NPSH requerido, a
continuación, una de las alternativas descritas anteriormente podría incluirse en el
diseño del sistema, además del amortiguador de pulsaciones.
86
CAPÍTULO III
SISTEMAS DE SEPARACIÓN
Los sistemas de separación, como su nombre lo indica, se utilizan en la industria
petrolera para separar mezclas de líquido y gas (figuras 3.1. y 3.2.).
Si bien la actividad de separación gas-líquidos en la actualidad es fundamental
respecto al manejo de los hidrocarburos en la superficie, al inicio de la explotación
petrolera no se entendía de esta manera y se descargaba el flujo directamente de la
tubería de escurrimiento al tanque de almacenamiento sin techo, por lo que se perdía
en la atmosfera una gran cantidad de gases que contenían vapores e hidrocarburos
ligeros y condensables de un alto valor económico. En cambio hoy al utilizar los
sistemas de separación adecuados se obtienen aceites más ricos en gasolinas, fases
más limpias, gases casi secos y líquidos casi sin gases.
Las mezclas de líquido y gas, se presentan en los campos petroleros principalmente
por las siguientes causas:

Por lo general los pozos producen líquidos y gas mezclados en un solo flujo.

Hay tuberías en las que aparentemente se maneja solo líquido o gas; pero
debido a los cambios de presión y temperatura que se producen a través de la
tubería, hay vaporización de líquido o condensación de gas, dando lugar al
flujo de dos fases.

En otros casos los gases se ponen en contacto con un líquido a fin de someter
la corriente gaseosa a un tratamiento, resultando en algún arrastre líquido.
No importa cuáles son las causas de la existencia de gases y líquidos juntos;
su separación nunca puede ser completa.
87
Fig. 3. 1. Sección de separación.
Fuente: Activo de Producción Poza Rica-Altamira.
Fig. 3. 2. Ubicación de la sección de separación.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
88
3.1. RAZONES DE LA SEPARACIÓN
Es importante y conveniente la separación de las fases gaseosas de las líquidas de
los fluidos producidos por los pozos a causa de razones técnicas y económicas, pero
también existen condiciones operativas que influyen en la necesidad de la
separación, tales son:

Problemas operativos al tener fluidos de distintas características y
comportamientos en los mismos sistemas de recolección y transporte.

Se dificulta el poder bombearlos o comprimirlos, o bien, existe la probabilidad
de formar candados de gas a lo largo de las tuberías o ductos.

El almacenamiento de líquidos y gases revueltos es difícil y muy costoso por
requerir de vasijas de características especiales en presión y seguridad.

Los fluidos producidos contienen agua salada y presentan problemas de
corrosión, depósitos e incrustaciones de carbonato y sulfatos de calcio
(principalmente en los oleoductos), lo cual llega a taponear o disminuir el área
de flujo.

Se facilita la medición por fases, ya que en la actualidad aún no son confiables
las mediciones en tiempo real con los dispositivos existentes.

Es más eficiente y económico el aprovechamiento, proceso del gas y crudos
separados en la obtención de los productos petrolíferos y petroquímicos
finales.

Su entrega como materia prima se efectúa en corrientes separadas.

Finalmente la razón más importante es que la venta de los hidrocarburos
como materia prima se efectúa por fases separadas.
89
3.2. CLASIFICACIÓN DE SEPARADORES
Dada la gran variedad de separadores que en la actualidad se utilizan en la industria
petrolera, sólo se presentan las clasificaciones más comunes para facilitar su
identificación:
a) Por etapas de separación. En el proceso de separación de la mezcla
(revoltura) de fluidos aportados por los pozos se define el numero de etapas
de separación, dependiendo de factores como: presión en la cabeza del pozo,
relación gas-aceite, aprovechamiento de la energía del yacimiento para
transporte de los fluidos separados, existencia de equipo de compresión,
necesidad de estabilizar el aceite crudo y el gas, etc. Por lo tanto, los
separadores se dividen en:

Primera etapa.

Segunda etapa.

Tercera etapa o más.
b) Por su forma o diseño. Existen condiciones y características de los fluidos a
separar que determinan cuales separadores son los más apropiados para
cada caso:

Verticales.

Horizontales.

Esféricos.
90
c) Por fases. Dependiendo de las varias circunstancias de equipamiento,
contenido de agua, ubicación de la instalación, requerimientos de separación
de gases, aceite, agua y sólidos, los separadores se dividen en:

Convencionales o de dos fases.
o Verticales.
o Horizontales.
o Esféricos.

Tres fases, trifásicos o tratadores.
o Verticales.
o Horizontales.
d) Por rango de presión de operación. Normalmente cuando se separa por
etapas se inicia con presiones altas y se van graduando las siguientes a
presiones menores, buscando cumplir los objetivos deseados, los separadores
de cada etapa también se identifican como:

Alta presión.

Media presión.

Baja presión.
e) Por su función. En el proceso de producción se requieren conocer las
aportaciones individuales de los pozos, así como del total, el cual fluye a la
estación de recolección y separación, lo que hace necesario que haya
separadores para pozos que deben ser medidos individualmente y otros para
el restante o de grupo, se clasifican como:

De producción general o de grupo.

De medición.
91
3.3. SEPARADORES CONVENCIONALES
Se acostumbra designar separadores convencionales a los separadores de dos
fases. Son vasijas de metal, construidos para operar a presión, pueden ser verticales
u horizontales, también los hay esféricos pero estos no son comunes en las
estaciones de recolección y separación, su uso es casi exclusivo en las refinerías ya
que son utilizados principalmente para la separación de productos ligeros.
Los separadores convencionales son utilizados para separar corrientes de líquido y
gas que provienen directamente de los pozos, de tal manera que las fases salgan
estabilizadas; esto es, los gases casi secos y los líquidos casi sin gases (figura
3.3.1.).
Fig. 3.3. 1. Separadores convencionales.
Elaboro: Geovanni Antonio Morales León.
92
3.3.1. VENTAJAS Y APLICACIONES
Como se ha explicado anteriormente, los principales tipos de separadores
convencionales utilizados en las estaciones de recolección y separación son:

Verticales.

Horizontales.
Cada uno de estos dos tipos de separadores tiene sus ventajas y aplicaciones
específicas que se pueden generalizar como sigue:
Verticales
1) Pueden manejar más líquidos por unidad de gas que los horizontales.
2) Su gran capacidad para almacenar líquidos, hace que su aplicación sea
mandatoria en los casos en que se presenten baches de líquidos
momentáneos, como sucede en los pozos que están en producción por
inyección de gas.
3) Debido precisamente a su forma vertical, este tipo de separadores tiene
ventajas
definitivas
cuando
la
corriente
del
pozo
tiene
cantidades
considerables de lodo o arena, ya que el drenaje colocado en la parte inferior
permite que la operación de limpieza sea muy simple.
4) La forma vertical facilita el montaje de una batería de ellos cuando el espacio
es limitado, pero a la vez hace difícil su erección.
5) No se prestan para ser montados sobre patines.
93
Horizontales
1) Son los más económicos cuando se pretende manejar grandes volúmenes de
gas con relativamente poco líquido.
2) No son recomendables cuando el gas contiene lodo o arena, ya que la
limpieza se dificulta por su forma y construcción interna.
3) Se pueden montar fácilmente sobre patines lo cual simplifica su transporte y
erección.
4) La inspección y reparación de los dispositivos de seguridad montados sobre el
separador se puede hacer por lo general desde el piso.
5) En climas fríos, el gas fluyendo sobre la extensa área de interfase gas-líquido
mantiene caliente al líquido, a una temperatura por lo general arriba de la del
hidrato.
6) Debido también a la gran área de interfase que tienen estos separadores, hay
más probabilidades de éxito al manejar crudos espumantes que con otro tipo
de separadores.
94
3.3.2. PARTES INTERNAS DE UN SEPARADOR
Los separadores convencionales de dos fases (verticales, horizontales, esféricos),
operan con los mismos principios y su aplicación solo depende de las características
de los hidrocarburos a separar, de su ubicación y de disponibilidad de espacios. Para
efectos de facilidad en la exposición y comprensión de su operación y diseño se hará
referencia a un separador vertical como ejemplo, ya que sus partes y funcionamiento
son los mismos para los tres modelos.
Independientemente de su forma o diseño los separadores convencionales, además
de la cubierta externa o coraza, en su interior constan de las siguientes partes o
secciones (figura 3.3.2.):

Sección de separación primaria. Es donde se presenta el mayor porcentaje
de separación del gas. Se aprovecha la separación mecánica: expansión
brusca (separación flash), al ampliarse en gran medida el área de flujo; por
golpe o choque, al entrar el chorro de la mezcla (revoltura), choca con una
placa y el golpe separa las moléculas de gases y líquido; por centrifugación o
ciclón, cuando la placa anterior es desviadora o tangencial, induce una fuerza
centrifuga que hace que los líquidos se adhieran a la pared y resbalen al
fondo. En los tres efectos los gases por su densidad fluyen hacia la parte
superior del separador y los líquidos se acumulan en el fondo (sección de
acumulación de líquidos).

Sección de separación secundaria. Está situada arriba de la sección de
separación primaria. El gas separado fluye verticalmente hacia arriba a baja
velocidad para evitar la turbulencia y arrastrar consigo las partículas aisladas
de líquidos. Dependiendo de la velocidad del gas se logra el fenómeno de
coalescencia, en el que las gotas o partículas mayores absorben a las
menores y caen por gravedad, dándole oportunidad al líquido que no se había
separado inicialmente a caer a contracorriente. Las gotas menores a 50
micras siguen su viaje hacia la parte superior (sección de extracción de
neblina).
95

Sección de extracción de neblina. Se ubica en la parte superior, en el domo
del separador, antes de la salida del gas. Es un dispositivo compuesto por
celdillas o placas o bien ciclones, etc., capaces de captar las partículas de
líquidos (gotas) menores de 50 micras que se presentan en forma de neblina
que se adhieren a las placas de las celdas, donde resbalan y por efecto de la
coalescencia forman gotas mayores que se drenan y caen por gravedad hacia
la sección de acumulación de líquidos.

Sección de acumulación de líquidos. Es el depósito que se encuentra en la
parte inferior del separador, donde se acumulan de forma temporal los líquidos
ya libres de gases.
Fig. 3.3. 2. Partes interiores de un separador convencional.
Fuente: Equipos Petroleros Nacionales (EPN).
96
3.3.3. EFICIENCIA DE LOS SEPARADORES
Los separadores, como cualquier otro mecanismo o dispositivos con diversos
componentes, están sujetos a factores que definen su eficiencia respecto a su
operación, entendiéndose como tal el cumplimiento de su función, que es lograr la
estabilización del gas y de los líquidos separados, esto es, entregar líquidos sin
gases y gases sin líquidos.
Los principales factores que intervienen en su eficiencia son:

Capacidad (dimensionamiento). El separador debe tener una capacidad
adecuada para separar los volúmenes de aceite y gas pronosticados para un
lapso, de ser menor esta, no contara con el tiempo de retención necesario
para lograr la estabilización. En caso contrario se pueden tener instalaciones
de capacidad sobrada.

Presión de separación. Se debe calcular la presión de separación optima
para lograr la mayor recuperación de líquidos y gases, sin embargo,
independientemente de los cálculos, está sujeta a condiciones operativas de
disponibilidad de medios para el aprovechamiento del gas y condensados.
Mientras más alta sea la presión de separación mayor será la recuperación de
líquidos en el separador porque contendrá licuables y condensados. Si la
presión es baja se obtiene mayor volumen de gases y vapores, mismos que
sin un sistema de recuperación se pierden en la atmosfera.

Velocidad del gas. La velocidad del gas en la sección secundaria debe ser tal
que dé a las partículas de líquidos la oportunidad de juntarse por coalescencia
y caigan por gravedad. Esto se calcula y en la práctica se logra con las
dimensiones de la salida del gas.
97

Viscosidad del gas. Es determinante en el funcionamiento de la sección
secundaria de separación. La viscosidad del gas afecta el desprendimiento de
las partículas líquidas por efectos de la tensión superficial, al facilitar o
dificultar el arrastre por la corriente o asentamiento. Este factor se toma en
cuenta al aplicar la ley de Stokes en el cálculo de la velocidad de caída por
gravedad de la gota.

Densidad de líquidos y gases. La capacidad de manejo de gas de un
separador es directamente proporcional a la diferencia de densidades del
líquido y del gas e inversamente proporcional a la densidad del gas (formula
de Stokes). Normalmente los crudos densos o pesados contienen baja
relación gas-aceite (RGA), condición que debe tomarse en cuenta, respecto a
la selección adecuada de los separadores.

Temperatura de separación. Es otro de los factores importantes, ya que a
mayor temperatura se incrementa el desprendimiento de gases; en cambio, a
bajas temperaturas hay una mayor condensación, lo que afecta la capacidad
del separador al variar los volúmenes de ambos fluidos. Lo anterior se explica
en la gráfica 1, como puede observarse se obtiene mayor volumen de líquidos
cuando los hidrocarburos están sujetos a menor temperatura.
Gráfica 1. Temperatura de separación vs recuperación de líquidos.
Fuente: Instalaciones Superficiales de Producción del Ing. Ángel Villalobos Toledo.
98

Tamaño de la partícula de líquidos. La mezcla (revoltura) de fluidos
producidos por los pozos, al entrar al separador una parte de los líquidos, se
atomiza en la sección de separación primaria y se conforman como partículas
o gotas minúsculas de diferentes tamaños. En la sección de separación
secundaria las gotas más pequeñas, menores a 50 micras, son arrastradas
por la corriente de gas hacia la salida; las mayores que se encuentran
suspendidas se juntan por el efecto de la coalescencia y caen por causa de la
gravedad si la velocidad y la turbulencia del gas lo permiten. En la gráfica 2 se
observa lo expuesto, donde las partículas mayores de 50 micras son extraídas
de la corriente de gas.
Gráfica 2. Relación entre el tamaño y las partículas recuperadas.
Fuente: Instalaciones Superficiales de Producción del Ing. Ángel Villalobos Toledo.
99

Tiempo de retención. Es el tiempo necesario que debe permanecer el líquido
dentro del separador; es el mismo como mínimo que requiere la gota al caer
de la sección de separación secundaria a la sección de acumulación de
líquidos. En el diseño del separador, el tiempo y distancia que recorre la
partícula es un dato fundamental para definir las dimensiones del cuerpo del
separador; cuando se maneja crudo con espuma, deberá tomarse en
consideración este efecto. Cuando no se conoce el tiempo de retención se
puede estimar prácticamente al observar la coloración de la llama del
quemador: no debe ser oscura, pues sería una señal de arrastre de líquidos.
100
3.3.4. CRITERIOS DE DIMENSIONAMIENTO
3.3.4.1. SELECCIÓN PRIMARIA
El dimensionamiento debe basarse en el máximo gasto instantáneo esperado,
además, para un correcto dimensionamiento, se deben determinar tanto la capacidad
de gas y la capacidad de líquido.
Los siguientes cálculos son presentados como una guía para el diseño y
dimensionamiento de separadores convencionales (de dos fases).
3.3.4.1.1. GASTO DE GAS A CONDICIONES DE OPERACIÓN
La medición del gas normalmente se hace para condiciones estándar, sin embargo,
existe la necesidad de conocerlo bajo las condiciones de operación o de flujo para
poder calcular la capacidad operativa del separador requerido.
El gasto de gas a condiciones de operación es calculado por la siguiente ecuación:
𝑄𝑔 𝑜𝑝 =
𝑄𝑔 𝑠𝑡𝑑 𝑃𝑠𝑡𝑑 𝑇𝑜𝑝 𝑍𝑜𝑝
𝑃𝑜𝑝 𝑇𝑠𝑡𝑑
(3.1)
Donde op son valores a condiciones de operación y std son valores a condiciones
estándar (P = 14.7 psia; T = 60 °F = 520 °R), así mismo:
Qg = gasto de gas, ft3/s.
P = presión, psia.
T = temperatura, °R.
Z = factor de compresibilidad del gas, adimensional.
101
3.3.4.1.2. VELOCIDAD DEL GAS
Las capacidades de gas de los separadores pueden ser determinadas por una
modificación de la ley de Stokes. Cuando se utiliza la ley de Stokes, la capacidad se
basa en el principio del tamaño mínimo de gotitas que se van sedimentando de una
corriente de gas en movimiento a una velocidad dada.
La velocidad superficial máxima permisible del gas a condiciones de operación es
calculada por la siguiente ecuación:
𝜌𝑙 − 𝜌𝑔
𝜌𝑔
𝑣𝑔 = 𝑘
(3.2)
Donde:
𝑣𝑔 = velocidad superficial máxima permisible del gas a través de la sección de
separación secundaria, ft/s.
ρl = densidad del líquido a condiciones de operación, lb/ft3.
ρg = densidad del gas a condiciones de operación, lb/ft3.
k = una constante dependiendo de las condiciones de diseño y operación, ft/s.
102
A continuación se muestran los factores típicos de k:
Tabla 3. 1. Factores de K en función del tipo de separador y su correspondiente
altura o largo.
Tipo de separador Altura o largo (ft) Rango típico del factor K
5
0.12 a 0.24
Vertical
10
0.18 a 0.35
10
0.40 a 0.50
Horizontal
Otras longitudes
0.40 a 0.50 × (L/10)0.56
Esférico
Todas
0.2 a 0.35
Fuente: American Petroleum Institute.
Tabla 3. 2. Factores de K en función del tipo de separador y su correspondiente
presión de operación.
Tipo de separador
Factor K
Horizontal
0.40 a 0.50
Esférico
0.20 a 0.35
Vertical
0.18 a 0.36
@ presión atmosférica
0.36
@ 300 psig
0.33
@ 600 psig
0.30
@ 900 psig
0.27
@ 1500 psig
0.21
Nota: K = 0.35 @ 100 psig, restar 0.01 por cada 100 psi por encima de 100 psig.
Fuente: Apuntes M.I. Gustavo Espinosa Barreda.
La velocidad superficial máxima permisible del gas calculado a partir de los factores
anteriores es para los separadores que tienen normalmente un extractor de niebla
con malla de alambre. Esta velocidad debe permitir que todas las gotitas de líquido
más grandes que 10 micrones se asienten del gas. La velocidad superficial máxima
permisible u otros criterios de diseño deben ser considerados para otros tipos de
extractores de niebla.
103
3.3.4.1.3. CORRECCIÓN DE GAS A CONDICIONES DE OPERACIÓN
Cuando ρl y ρg no sean conocidos, estos pueden determinarse a partir de las
siguientes ecuaciones:
𝜌𝑙 = 𝜌𝑤 𝛾𝑙
(3.3)
𝑃𝑀𝑔
𝑉𝑀𝑔
(3.4)
𝑃𝑀𝑔 = 𝑃𝑀𝑎𝑖𝑟𝑒 𝛾𝑔
(3.5)
𝜌𝑔 =
𝑉𝑀𝑔 =
𝑅𝑇
𝑃
(3.6)
Donde:
ρl = densidad del líquido, lb/ft3.
ρw = densidad del agua = 62.43 lb/ft3.
ρg = densidad del gas a condiciones de operación, lb/ft3.
PMg = peso molecular del gas, lb/lb-mol.
PMaire = peso molecular del aire = 29 lb/lb-mol.
VMg = volumen molar del gas a condiciones de operación, ft3/lb-mol.
R = constante universal de los gases ideales = 10.732 ft3·psi/°R·lb-mol.
T = temperatura de operación, °R.
P = presión de operación, psia.
𝛾𝑙 = densidad relativa del líquido (agua = 1).
𝛾𝑔 = densidad relativa del gas (aire = 1).
104
3.3.4.1.4. CAPACIDAD DE LÍQUIDO
La capacidad de líquido de un separador es una función del tiempo de retención y el
área de interfase gas-líquido. El requisito básico es retener el líquido el tiempo
necesario y proporcionar suficiente área de interfase para que el gas que aún se
encuentra en el líquido pueda liberarse. La capacidad de líquido de un separador se
basa normalmente en un tiempo de retención de un minuto para líquidos no
espumantes que tienen una gravedad de 35 °API y por encima. Una gravedad
inferior a 35 °API puede requerir un tiempo de retención mayor.
La capacidad de líquido de un separador, depende principalmente del tiempo de
retención del líquido en el recipiente. Una buena separación requiere tiempo
suficiente para obtener una condición de equilibrio entre el líquido y la fase gas a la
temperatura y presión de separación. La capacidad de líquido de un separador,
basado en el tiempo de retención, se puede determinar a partir de la siguiente
ecuación:
𝑊=
1 440𝑉
𝑡
(3.7)
Donde:
W = capacidad de liquido a condiciones de operación, bbl/d.
V = volumen de líquido acumulado, bbl.
t = tiempo de retención, minutos.
Los criterios de diseño básicos para el tiempo de retención del líquido en
separadores convencionales, son generalmente de la siguiente manera:
Tabla 3. 3. Tiempo de retención en función de la gravedad del líquido.
Gravedades del líquido Minutos (típico)
> 35 °API
1
25-35 °API
3
< 25 °API
5
Fuente: American Petroleum Institute.
105
3.3.4.2. SELECCIÓN SECUNDARIA
3.3.4.2.1. CONSULTA DE CATÁLOGOS DE FABRICANTES
Una vez que se han estimado las dimensiones del recipiente mediante los criterios
de diseño anteriores (selección primaria), se deben de consultar los catálogos de
fabricantes de separadores.
Toda la información técnica que proporcionen los fabricantes de separadores podrá
ser corregida en función de la densidad relativa del gas (𝛾𝑔 ) y de la gravedad del
líquido a separar (°API). La gran mayoría de los catálogos de fabricantes de
separadores se basan en:

𝛾𝑔 = 0.7

Gravedad del líquido separado = 35 °API
A continuación se describe el procedimiento general que se debe de seguir para
lograr la selección adecuada del separador mediante los catálogos de fabricantes:
1. Selección por la capacidad de gas.
a) Utilizar las gráficas de capacidad de gas de los separadores en función de la
presión de operación, y así, obtener las dimensiones del separador.
b) Esa capacidad de gas será corregida por la densidad relativa del gas (𝛾𝑔 ) y por
la gravedad del líquido a separar (°API).
c) En caso de no cubrir la demanda de gas o en caso de excederla demasiado,
aplicar la corrección por la altura o largo del recipiente.
2. Selección por la capacidad de líquidos.
a) Comprobar que el separador seleccionado hasta este punto, cumple con la
capacidad de líquidos requerida. En caso de no cubrir la demanda de líquidos,
buscaremos la altura o largo siguiente con el mismo diámetro, o en su defecto,
buscaremos el diámetro nominal siguiente.
106
3.3.4.2.1.1. Información técnica para seleccionar separadores verticales EPN.
Gráfica 3. Capacidades de gas de los separadores verticales EPN de 3 050 mm. (10 ft) de altura, operando entre 8.8
kg/cm2 (125 psi) y 105.6 kg/cm2 (1 500 psi) de presión. Fuente: EPN.
107
Gráfica 4. Capacidades de gas de los separadores verticales EPN, de 3 050 mm. (10
ft) de altura, operando entre 2.1 kg/cm2 (30 psi) y 8.8 kg/cm2 (125 psi) de presión.
Fuente: EPN.
108
Gráfica 5. Factor de corrección para la capacidad de gas del separador de acuerdo
con la densidad relativa del gas (𝜸𝒈 ).
Fuente: EPN.
109
Gráfica 6. Factor de corrección para la capacidad de gas del separador de acuerdo
con la gravedad del líquido (°API). Fuente: EPN.
Tabla 3. 4. Factor de corrección para la capacidad de gas por la altura del recipiente.
Altura
Factor de corrección
mm
ft
1524 5
0.71
2286 7 ½
0.78
3050 10
1.0
4572 15
1.0
6096 20
1.0
Fuente: EPN.
110
Tabla 3. 5. Capacidad de líquidos de los separadores verticales EPN (basada en 1
minuto de retención).
MODELO
Presión de trabajo
VVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVV-
-12
-16
-16
-16
-20
-20
-20
-24
-24
-24
-24
-30
-30
-30
-30
-36
-36
-36
-36
-42
-42
-42
-48
-48
-48
-54
-54
-54
-60
-60
-60
-72
-72
-72
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
10‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
10‒2
15‒2
20‒2
10‒2
15‒2
20‒2
10‒2
15‒2
20‒2
10‒2
15‒2
20‒2
TAMAÑO
(diámetro y altura entre costuras)
mm
in y ft
324
406
406
406
508
508
508
610
610
610
610
762
762
762
762
915
915
915
915
1066
1066
1066
1220
1220
1220
1370
1370
1370
1524
1524
1524
1830
1830
1830
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
3050
1524
2286
3050
1524
2286
3050
1524
2286
3050
4572
1524
2286
3050
4572
1524
2286
3050
4572
2286
3050
4572
3050
4572
6096
3050
4572
6096
3050
4572
6096
3050
4572
6096
12 ¾
16
16
16
20
20
20
24
24
24
24
30
30
30
30
36
36
36
36
42
42
42
48
48
48
54
54
54
60
60
60
72
72
72
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
10
5
7½
10
5
7½
10
5
7½
10
15
5
7½
10
15
5
7½
10
15
7½
10
15
10
15
20
10
15
20
10
15
20
10
15
20
CAPACIDAD
lt/d
18.5
39
43
45
79
90
95
95
143
200
265
119
240
300
440
175
300
430
490
500
720
830
1100
1250
1400
1200
1600
1830
1350
2200
2500
2400
4000
4600
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
bbl/d
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
116
246
271
283
498
566
600
600
900
1260
1670
750
1510
1890
2770
1100
1890
2710
3090
3150
4540
5320
6930
7880
8820
7550
10000
11500
8500
13880
15750
15100
25200
29000
Fuente: EPN.
111
3.3.4.2.1.2. Información técnica para seleccionar separadores horizontales EPN.
Gráfica 7. Capacidades de gas de los separadores horizontales EPN de 3 050 mm. (10 ft) de largo, operando entre 8.8
kg/cm2 (125 psi) y 105.6 kg/cm2 (1 500 psi) de presión. Fuente: EPN.
112
Gráfica 8. Capacidades de gas de los separadores horizontales EPN, de 3 050 mm.
(10 ft) de largo, operando entre 2.1 kg/cm2 (30 psi) y 8.8 kg/cm2 (125 psi) de presión.
Fuente: EPN.
113
Gráfica 9. Factor de corrección para la capacidad de gas por el largo del recipiente.
Fuente: EPN.
114
Tabla 3. 6. Capacidad de líquidos de los separadores horizontales EPN (basada en 1
minuto de retención).
MODELO
Presión de trabajo
HHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHH-
-12
-12
-12
-16
-16
-16
-16
-20
-20
-20
-20
-24
-24
-24
-24
-24
-30
-30
-30
-30
-30
-36
-36
-36
-36
-36
-42
-42
-42
-42
-42
-48
-48
-48
-48
-54
-54
-54
-60
-60
-60
-66
-66
-66
-72
-72
-72
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
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×
×
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×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
5‒2
7.5‒2
10‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
20‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
20‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
20‒2
5‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
20‒2
7.5‒2
10‒2
15‒2
20‒2
10‒2
15‒2
20‒2
10‒2
15‒2
20‒2
10‒2
15‒2
20‒2
10‒2
15‒2
20‒2
TAMAÑO
(diámetro y largo entre costuras)
mm
in y ft
324
324
324
406
406
406
406
508
508
508
508
610
610
610
610
610
762
762
762
762
762
915
915
915
915
915
1066
1066
1066
1066
1066
1220
1220
1220
1220
1370
1370
1370
1524
1524
1524
1676
1676
1676
1830
1830
1830
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
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×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
1524
2286
3050
1524
2286
3050
4572
1524
2286
3050
4572
1524
2286
3050
4572
6096
1524
2286
3050
4572
6096
1524
2286
3050
4572
6096
1524
2286
3050
4572
6096
2286
3050
4572
6096
3050
4572
6096
3050
4572
6096
3050
4572
6096
3050
4572
6096
12 ¾
12 ¾
12 ¾
16
16
16
16
20
20
20
20
24
24
24
24
24
30
30
30
30
30
36
36
36
36
36
42
42
42
42
42
48
48
48
48
54
54
54
60
60
60
66
66
66
72
72
72
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
5
7½
10
5
7½
10
15
5
7½
10
15
5
7½
10
15
20
5
7½
10
15
20
5
7½
10
15
20
5
7½
10
15
20
7½
10
15
20
10
15
20
10
15
20
10
15
20
10
15
20
CAPACIDAD
lt/d
77.5
116
155
110
165
220
330
190
285
380
570
315
472
630
945
1260
440
660
880
1320
1760
630
945
1260
1890
2520
830
1244
1660
2490
3320
1650
2200
3300
4400
2900
4350
5800
3300
4950
6600
4200
6300
8400
4700
7050
9400
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
×
bbl/d
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
3
10
448
730
976
693
1040
1387
2080
1198
1796
2395
3592
1985
2970
3970
5950
7940
2770
4160
5540
8320
11100
3970
5950
7950
11900
15880
5230
7840
10460
15440
20900
10400
13850
20800
27700
18270
27400
36600
20800
31200
41600
26450
39700
52900
29600
44400
59200
Fuente: EPN.
115
3.3.4.2.1.3. Nomenclatura de equipo de separación EPN.
116
3.3.5. DIMENSIONAMIENTO DE SEPARADORES
A continuación vamos a calcular las dimensiones óptimas del separador de
producción general en base a las siguientes condiciones de diseño.
Datos:
o Ql = 10 000 bbl/d.
o Qg = 8.5 MMSCFD.
o 𝛾𝑙 = 0.865
o 𝛾𝑔 = 0.75
o Z = 0.97
o Presión de operación = 7 kg/cm2 = 100 psi.
o T = 100 °F = 560 °R.
Selección primaria
Procedimiento:
1)
Determinar el tipo de separador (vertical u horizontal) a utilizarse de acuerdo a
las condiciones de diseño.
Como se tiene más líquido por unidad de gas y considerando que la corriente de los
pozos trae arena, se opta por seleccionar un separador vertical.
2)
Suponer la altura o largo del separador con su respectivo nivel de líquido
acumulado.
Tentativamente se supone que dicho separador tendrá 10 ft de altura, con un nivel de
líquido acumulado del 30%.
117
3)
Determinar el gasto de gas a condiciones de operación mediante la ecuación
(3.1):
𝑄𝑔 𝑜𝑝 =
𝑄𝑔 𝑠𝑡𝑑 𝑃𝑠𝑡𝑑 𝑇𝑜𝑝 𝑍𝑜𝑝
𝑃𝑜𝑝 𝑇𝑠𝑡𝑑
Sustituyendo:
8 500 000
𝑄𝑔 𝑜𝑝 =
86 400
× 14.7 × 560 × 0.97
114.7 × 520
= 13.17 𝑓𝑡 3 /𝑠
Qg op = 13.17 ft3/s.
4)
Cálculo de la velocidad del gas mediante la ecuación (3.2):
𝑣𝑔 = 𝑘
𝜌𝑙 − 𝜌𝑔
𝜌𝑔
De la tabla 3.2 se tiene, que a la presión de operación de 100 psi:
k = 0.35 ft/s
Para determinar ρl se recurre a la ecuación (3.3):
𝜌𝑙 = 𝜌𝑤 𝛾𝑙
Sustituyendo:
𝜌𝑙 = 62.43 × 0.865 = 54 𝑙𝑏/𝑓𝑡 3
ρl = 54 lb/ft3.
118
Para determinar ρg se recurre a las ecuaciones (3.4-3.6):
𝜌𝑔 =
𝑃𝑀𝑔
𝑉𝑀𝑔
𝑃𝑀𝑔 = 𝑃𝑀𝑎𝑖𝑟𝑒 𝛾𝑔
𝑉𝑀𝑔 =
𝑅𝑇
𝑃
Sustituyendo:
𝑃𝑀𝑔 = 29 × 0.75 = 21.75 𝑙𝑏/𝑙𝑏-𝑚𝑜𝑙
PMg = 21.75 lb/lb-mol.
𝑉𝑀𝑔 =
10.732 × 560
= 52.4 𝑓𝑡 3 /𝑙𝑏-𝑚𝑜𝑙
114.7
VMg = 52.4 ft3/lb-mol.
𝜌𝑔 =
21.75
= 0.42 𝑙𝑏/𝑓𝑡 3
52.4
ρg = 0.42 lb/ft3.
Sustituyendo valores en la ecuación (3.2):
𝑣𝑔 = 0.35
54 − 0.42
= 3.95 𝑓𝑡/𝑠
0.42
𝑣𝑔 = 3.95 ft/s.
5)
Cálculo del área mínima de flujo de gas.
𝐴=
𝑄𝑔 𝑜𝑝
𝑣𝑔
Sustituyendo:
𝐴=
13.17
= 3.33 𝑓𝑡 2
3.95
A = 3.33 ft2.
119
6)
Determinar el diámetro interno mínimo del separador.
𝜋𝑑 2
𝐴=
∴𝑑=
4
4𝐴
𝜋
Sustituyendo:
𝑑𝑖 =
4 3.33 × 144
= 24.71 𝑖𝑛
𝜋
di = 24.71 in ≈ 30 in.
7)
Determinar la capacidad de liquido del separador mediante la ecuación (3.7):
𝑊=
1 440𝑉
𝑡
El volumen de líquido acumulado en el separador se obtiene como sigue:
𝜋𝑑 2
𝑉 = 𝐴𝑕 =
𝑕
4
Donde:
h = nivel de líquido acumulado en el separador, ft.
Sustituyendo:
𝜋
𝑉=
4
× 302 × 3
144 × 5.615
= 2.62 𝑏𝑏𝑙
V = 2.62 bbl.
120
Calculando la gravedad del líquido mediante la ecuación (2.6):
°𝐴𝑃𝐼 =
141.5
− 131.5
𝛾
Sustituyendo:
°𝐴𝑃𝐼 =
141.5
− 131.5 = 32
0.865
Gravedad del líquido = 32 °API
De la tabla 3.3 se tiene:
t = 3 minutos.
Sustituyendo valores en la ecuación (3.7):
𝑊=
1 440 × 2.62
= 1 257.6 𝑏𝑏𝑙/𝑑
3
W = 1 257.6 bbl/d.
Con esta capacidad de líquidos por separador, se necesitarían al menos 8
separadores de 30”×10’ para poder tener una tolerancia de aproximadamente 0.6%
por encima de la producción general (10 000 bbl/d).
Para poder aumentar esa tolerancia y buscando reducir el número de separadores,
seleccionaremos la siguiente altura nominal manteniendo el mismo diámetro.
Calculando la capacidad de líquidos de un separador de 30”×15’, tenemos:
𝜋
𝑉=
4
× 302 × 4.5
144 × 5.615
= 3.93 𝑏𝑏𝑙
V = 3.93 bbl.
𝑊=
1 440 × 3.93
= 1 886.4 𝑏𝑏𝑙/𝑑
3
W = 1 886.4 bbl/d.
121
Las características principales del sistema de separación de acuerdo con la selección
primaria son:

Tipo de separador: vertical.

Dimensiones: 30”×15’.

Cantidad: 6 separadores.
122
Selección secundaria
Siguiendo el procedimiento descrito en la sección “3.3.4.2.1. Consulta de catálogos
de fabricantes” y utilizando la “información técnica para seleccionar separadores
verticales EPN”, tenemos:
1.
Selección por la capacidad de gas.
De la gráfica 4, entrando en 100 psi verticalmente hasta la curva de los separadores
de 30” DE, se lee en la escala de la izquierda la capacidad:
5.5 MMSCFD.
Esa capacidad de gas será corregida por la densidad relativa del gas y por la
gravedad del líquido a separar.
De la gráfica 5, puesto que la densidad relativa del gas es de 0.75, entrando en la
gráfica por la escala de la presión de operación (100 psi), nos movemos
horizontalmente hasta un punto intermedio entre la curva de densidad relativa de 0.8
y la línea de densidad relativa de 0.7, para leer en la escala inferior el factor de
corrección:
0.965
De la gráfica 6, puesto que el líquido es de 32 °API, entrando a la gráfica por la
escala inferior en 32 °API, hasta la curva, leemos en la escala izquierda el factor de
corrección:
1.009
De la tabla 3.4, puesto que el separador de la selección primaria es de 15’ de altura,
obtenemos el factor de corrección:
1.0
123
La capacidad real de un separador EPN vertical de 30”×15’ es:
5.5 × 0.965 × 1.009 × 1.0 = 5.4 𝑀𝑀𝑆𝐶𝐹𝐷
5.4 MMSCFD.
2.
Selección por la capacidad de líquidos.
En la tabla 3.5 se encuentra que un separador EPN vertical de 30”×15’ tiene una
capacidad de líquidos de:
2 770 bbl/d basado en 1 minuto de retención.
Recordando que el tiempo de retención de nuestro líquido es de 3 minutos, tenemos:
𝑊=
2 770
= 923 𝑏𝑏𝑙/𝑑
3
W = 923 bbl/d.
Con esta capacidad de líquidos por separador, se necesitarían 12 separadores de
30”×15’ para poder tener una tolerancia de aproximadamente 11% por encima de la
producción general (10 000 bbl/d).
La capacidad es adecuada ya que se cumple la demanda de líquidos y además se
tiene un margen de 1 080 bbl/d, en caso de un incremento en la producción.
Del anexo no. 6A, entrando a las tablas por las dimensiones de 30”×15’, vemos que
tenemos separadores con la capacidad de operar entre 8.8 kg/cm 2 (125 psi) hasta
105.6 kg/cm2 (1 500 psi) de presión de trabajo.
Las características principales del sistema de separación son:

Nomenclatura: S V- 2-30×15‒2.

Cantidad: 12 separadores.
124
CONCLUSIONES

La adecuada identificación de las condiciones de diseño y operación, así como
las características de los fluidos a manejar, son fundamentales para lograr la
selección optima de colectores y separadores convencionales.

Los colectores se deben de dimensionar en base a la velocidad de flujo. Así
mismo, los parámetros fundamentales para la selección del diseño óptimo, son
los siguientes:
o Presión y temperatura.
o Producción.
o Características de fluidos.
o Caída de presión.

El adecuado dimensionamiento de separadores convencionales debe
desarrollarse mediante la selección primaria y la selección secundaria. Así
mismo, los parámetros fundamentales para la selección del diseño optimo, son
los siguientes:
o Tipo de separador.
o Capacidad de gas.
o Capacidad de líquido.
o Características de fluidos.
o Tiempo de retención.
125
BIBLIOGRAFÍA
Espinosa
Barreda,
Gustavo.
“Apuntes
de
producción
y
transporte
de
hidrocarburos”, no publicado.
M. Steve Worley; Lawton L. Laurence. “La separación de petróleo y gas es una
ciencia”, Venezuela, 1956, 20 páginas.
Villalobos Toledo, Ángel. “Instalaciones Superficiales de Producción”, Instituto
Politécnico Nacional, México, 2011, 237 páginas.
American Petroleum Institute. “Recommended practice for design and installation
of offshore production platform piping systems”, EUA, 1991, 59 páginas.
American Petroleum Institute. “Specification for oil and gas separators”, EUA,
1989, 23 páginas.
Equipos Petroleros Nacionales. “Catálogo de separadores No. 70”, México.
Petróleos Mexicanos. “Manual para la operación de una batería de separación”,
México, 235 páginas.
Chavarría Olarte, Marcela; Villalobos Pérez-Cortés, Marveya. “Tesis Elaboración
y Presentación”, Trillas, México, 2009, 131 páginas.
126
ANEXOS
ANEXO No. 1. Máxima presión de trabajo permisible ASTM A106, GRADO B
(Especificación para tuberías de acero al carbón sin costura para servicios de alta
temperatura). Valores de esfuerzo de ASME B31.3 (Tuberías de proceso).
Espesor
Tamaño Diámetro
Peso
de pared
nominal externo
nominal
nominal
(in)
(in)
(lb/ft)
(in)
0.218
5.02
2
2.375
0.344
7.46
0.436
9.03
0.276
7.66
0.375
10.01
2½
2.875
0.552
13.70
0.750
17.02
0.300
10.25
3
3.500
0.438
14.31
0.600
18.58
0.237
10.79
0.337
14.98
4
4.500
0.438
18.98
0.531
22.52
0.674
27.54
0.280
18.97
0.432
28.57
6
6.625
0.562
36.42
0.719
45.34
0.864
53.16
0.277
24.70
0.322
28.55
0.406
35.66
0.500
43.39
8
8.625
0.594
50.93
0.719
60.69
0.812
67.79
0.875
72.42
0.906
74.71
0.250
28.04
0.279
31.20
0.307
34.24
0.365
40.48
0.500
54.74
10
10.750
0.594
64.40
0.719
77.00
0.844
89.27
1.000
104.13
1.125
115.65
Tipo
XS
XXS
XS
Cedula
No.
80
160
80
160
XXS
XS
XXS
STD
XS
XXS
STD
XS
80
160
40
80
120
160
40
80
120
160
XXS
STD
XS
30
40
60
80
100
120
140
XXS
160
20
STD
XS
XXS
30
40
60
80
100
120
140
160
MÁXIMA PRESIÓN DE TRABAJO
PERMISIBLE (PSI)
-20/400 401/500 501/600 601/650
°F
°F
°F
°F
2489
2352
2153
2115
4618
4364
3994
3925
6285
5939
5436
5342
2814
2660
2434
2392
4194
3963
3628
3565
6850
6473
5925
5822
9772
9423
8652
8476
2553
2412
2208
2170
4123
3896
3566
3504
6090
5755
5268
5176
1439
1360
1245
1223
2276
2151
1969
1934
3149
2976
2724
2676
3979
3760
3442
3382
5307
5015
4591
4511
1206
1139
1043
1025
2062
1949
1784
1753
2817
2663
2437
2395
3760
3553
3252
3196
4660
4404
4031
3961
908
858
786
772
1098
1038
950
934
1457
1377
1260
1238
1864
1762
1612
1584
2278
2153
1970
1936
2838
2682
2455
2413
3263
3084
2823
2774
3555
3359
3075
3022
3700
3496
3200
3145
636
601
550
541
733
693
634
623
827
781
715
703
1023
967
885
869
1485
1403
1284
1262
1811
1712
1567
1540
2252
2128
1948
1914
2700
2552
2336
2295
3271
3091
2829
2780
3737
3531
3232
3176
127
ANEXO No. 1 (continuación).
Espesor
Tamaño Diámetro
Peso
de pared
nominal externo
nominal
nominal
(in)
(in)
(lb/ft)
(in)
0.250
33.38
0.330
43.77
0.375
49.56
0.406
53.56
0.500
65.42
12
12.750
0.562
73.22
0.688
88.57
0.844
107.29
1.000
125.49
1.125
139.68
1.312
160.33
0.250
36.71
0.312
45.68
0.375
54.57
0.438
63.37
0.500
72.09
14
14.000
0.594
85.01
0.750
106.13
0.938
130.79
1.094
150.76
1.250
170.22
1.406
189.15
0.250
42.05
0.312
52.36
0.375
62.58
0.500
82.77
16
16.000
0.656
108.00
0.843
137.00
1.031
165.00
1.218
193.00
1.437
224.00
0.250
47.39
0.312
59.03
0.375
70.59
0.438
82.06
0.500
93.45
18
18.000
0.562
105.00
0.718
133.00
0.937
171.00
1.156
208.00
1.343
239.00
Tipo
Cedula
No.
20
30
STD
40
XS
XXS
STD
60
80
100
120
140
160
10
20
30
40
XS
STD
XS
60
80
100
120
140
160
10
20
30
40
60
80
100
120
140
10
20
STD
30
XS
40
60
80
100
120
MÁXIMA PRESIÓN DE TRABAJO
PERMISIBLE (PSI)
-20/400 401/500 501/600 601/650
°F
°F
°F
°F
535
506
463
455
760
719
658
646
888
839
768
755
976
923
845
830
1246
1177
1078
1059
1425
1347
1233
1212
1794
1695
1552
1525
2258
2133
1953
1919
2730
2579
2361
2320
3114
2943
2694
2647
3700
3496
3200
3145
487
460
421
414
645
610
558
549
807
763
698
686
971
917
840
825
1132
1070
979
962
1379
1303
1193
1172
1794
1696
1552
1525
2304
2177
1993
1958
2734
2584
2365
2324
3171
2997
2743
2696
3616
3417
3128
3074
425
402
368
362
564
533
488
479
705
666
610
599
988
934
855
840
1345
1271
1164
1143
1780
1682
1540
1513
2225
2103
1925
1891
2675
2528
2314
2274
3212
3036
2779
2731
378
357
327
321
501
473
433
425
626
591
541
532
752
710
650
639
876
828
758
745
1001
946
866
851
1319
1246
1141
1121
1771
1674
1532
1506
2232
2109
1931
1897
2632
2487
2277
2237
128
ANEXO No. 2. Rugosidad relativa de tuberías.
129
ANEXO No. 3. Factor de fricción como función del número de Reynolds y de la rugosidad relativa de tuberías
(diagrama de Moody).
130
ANEXO No. 4. Velocidad en líneas de líquido (curvas determinadas usando la ecuación 2.17).
131
ANEXO No. 5. Longitud equivalente por fricción en conexiones.
132
ANEXO No. 6A. Presión de trabajo de separadores verticales EPN.
Modelo
VVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVV-
561012141525610121415125610121415125610121415125610121415-
12
12
12
12
12
12
16
16
16
16
16
16
16
20
20
20
20
20
20
20
20
24
24
24
24
24
24
24
24
30
30
30
30
30
30
30
30
×5
×7.5
×10
×5
×7.5
×10
×5
×7.5
×10
×5
×7.5
×10
×15
×5
×7.5
×10
×15
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
Presión de trabajo
kg/cm2
psi
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
133
ANEXO No. 6A (continuación).
Modelo
VVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVVV-
125610121415125610121415125610121415125610121415125610121415-
36
36
36
36
36
36
36
36
42
42
42
42
42
42
42
42
48
48
48
48
48
48
48
48
54
54
54
54
54
54
54
54
60
60
60
60
60
60
60
60
×5
×7.5
×10
×15
×7.5
×10
×15
×7.5
×10
×15
×20
×10
×15
×20
×10
×15
×20
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
Presión de trabajo
kg/cm2
psi
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
134
ANEXO No. 6A (continuación).
Modelo
VVVVVVVV-
125610121415-
72
72
72
72
72
72
72
72
×10
×15
×20
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
Presión de trabajo
kg/cm2
psi
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
135
ANEXO No. 6B. Presión de trabajo de separadores horizontales EPN.
Modelo
HHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHH-
2561012141525610121415125610121415125610121415125610121415-
12
12
12
12
12
12
12
16
16
16
16
16
16
16
20
20
20
20
20
20
20
20
24
24
24
24
24
24
24
24
30
30
30
30
30
30
30
30
×7.5
×10
×5
×7.5
×20
×5
×7.5
×10
×5
×7.5
×10
×15
×20
×5
×7.5
×10
×15
×20
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
Presión de trabajo
kg/cm2
psi
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
136
ANEXO No. 6B (continuación).
Modelo
HHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHHH-
125610121415125610121415125610121415125610121415125610121415-
36
36
36
36
36
36
36
36
42
42
42
42
42
42
42
42
48
48
48
48
48
48
48
48
54
54
54
54
54
54
54
54
60
60
60
60
60
60
60
60
×5
×7.5
×10
×15
×20
×5
×7.5
×10
×15
×20
×7.5
×10
×15
×20
×10
×15
×20
×10
×15
×20
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
Presión de trabajo
kg/cm2
psi
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
137
ANEXO No. 6B (continuación).
Modelo
HHHHHHHHHHHHHHHH-
125610121415125610121415-
66
66
66
66
66
66
66
66
72
72
72
72
72
72
72
72
×10
×15
×20
×10
×15
×20
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
‒2
Presión de trabajo
kg/cm2
psi
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
8.8
125
16.2
230
35.2
500
42.2
600
70.5
1000
84.5
1200
101.3
1440
105.6
1500
138