mejoramiento continuo en las plantas lgn el tablazo

MEJORAMIENTO CONTINUO EN LAS PLANTAS LGN EL
TABLAZO
DONATO VINCIGUERRA Y VICENTE TANASI
PDVSA PEQUIVEN
EDUARDO VALERO
PDVSA EXPLORACION Y PRODUCCION
El Tablazo, Venezuela
Presentado en
XIV Convención Internacional de Gas de la
Asociación Venezolana de Procesadores de Gas (AVPG)
Mayo 10 - 12, 2000
Caracas, Venezuela
ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
MEJORAMIENTO CONTINUO EN LAS PLANTAS LGN EL TABLAZO
Donato Vinciguerra. PDVSA-PEQUIVEN
Vicente Tanasi. PDVSA-PEQUIVEN
Eduardo Valero. PDVSA-E&P
Las Plantas de Extracción de Líquidos LGN I/II (El Tablazo) se encuentra ubicada en el
Complejo Petroquímico El Tablazo, en los Puertos de Altagracia, Estado Zulia. Estas
plantas que originalmente fueron propiedad de la Corporación Venezolana de Petróleo,
fueron transferidas a Maraven S.A. en 1986 y desde enero de 1997 pertenece a Pequiven.
Para lograr la maximización de la recuperación del Etano y Propano asociado a dichas
plantas se llevo a cabo la evaluación de estas plantas, para lo cual se emplearon las
metodología del mejoramiento continuo de los procesos, selección de tecnologías,
metodología de investigación científica, simulación de procesos y con la participación de
un
equipo multidisciplinario integrado por personal de las empresas
MARAVEN/INTEVEP/PEQUIVEN. En noviembre de 1996 se efectúo el análisis
estadístico de las plantas LGN I/II, en el lapso enero - julio 1997, se identificaron las
oportunidades de incremento de recuperación de Etano en las plantas LGN I/II
La eficiencia de recuperación es medida por el contenido de Etano y Propano en el gas
residual, en la siguiente tabla se muestran los resultados de la aplicación del mejoramiento
continuo en las plantas LGN:
Etano / Propano en el gas residual
Etano en el gas residual (% molar) LGN I
Etano en el gas residual (% molar) LGN II
Propano en el gas residual (% molar) LGN I
Propano en el gas residual (% molar) LGN II
Medias Estadísticas Medias Estadísticas
1996
1999
8,933
6,567
7,201
3,541
1,797
0,343
0,689
0,080
A fin de verificar el mejoramiento continuo en dichas plantas se evaluaron los flujos
medios estadísticos de gas residual en 1999 resultando un flujo de 117,287 MMPCED para
LGN I y de 118,509 MMPCED para LGN II, el impacto económico de la aplicación del
mejoramiento continuo de los procesos en las plantas LGN El Tablazo representó un
beneficio económico a nivel de PDVSA-PEQUIVEN de 28,43 MM US $ y a nivel
corporativo de 53,55MM US$ con un estimado de inversión de 4,1MM US$.
Adicionalmente mejoras en estudio y planteadas, a ser ejecutadas en los años 2000/2001,
representa un beneficio económico mayor a 5,1 MM US$/año, con una inversión inferior a
1,5 MM US$.
Las recomendaciones de esta evaluación apuntan hacia continuar con la aplicación de
mejoramiento continuo de los procesos, a fin de incrementar los beneficios obtenidos hasta
el presente.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
INTRODUCCIÓN
Las plantas de extracción de líquidos LGN I/II (El Tablazo), se encuentra ubicada en el
Complejo Petroquímico El Tablazo, en los Puertos de Altagracia, en la Costa Oriental del
Lago de Maracaibo. Esta planta que originalmente perteneció a la Corporación Venezolana
de Petróleo, fue adquirida posteriormente por Maraven y desde 1997 pertenece a Pequiven.
El etano y propano obtenido en estas plantas representan los de mayor interés económico
para Pequiven; debido a que constituyen la totalidad de la materia prima para la obtención
de olefinas, que a su vez sirven de materia prima a casi la totalidad de plantas existentes en
el Complejo El Tablazo.
DESCRIPCIÓN DEL PROCESO
PLANTA LGN I:
Esta planta esta diseñada para manejar un flujo de gas natural de 165 MMPCED a
850 psig y 100ºF, con una recuperación de 54% de etano y 87% de propano. Como se
muestra en la figura 1, en el diseño original de la planta, el gas inicialmente pasa por
un separador trifásico, donde se elimina el agua libre, los condensados provenientes
de esta separación son tratados en la unidad estabilizadora para eliminar el metano y
el etano, que son enviados a la corriente de gas residual. La corriente rica en propano
y mas pesados, se fracciona en la columna despropanizadora.
El gas proveniente del separador trifásico, es tratado en la unidad de deshidratación
para eliminar la humedad evitando la formación de hidratos en el proceso. Posterior a
la sección de deshidratación, el gas entra al tren de enfriamiento (sección de
extracción de líquidos), que consta de seis intercambiadores de calor en serie,
alcanzando una temperatura de salida de –12ºF y 830 psig, en el tambor separador
previo a la sección de expansión.
El gas proveniente del tambor separador pasa a través del expansor bajando su
temperatura y presión a –99ºF y 220 psig, respectivamente. Por otra parte, el líquido
proveniente del mismo tambor separador se expande a través de una válvula y ambas
corrientes alimentan a la torre desmetanizadora (primera columna de la sección de
fraccionamiento), donde la corriente de tope (gas residual), es entregado al Complejo
El Tablazo como gas combustible y materia prima para la producción de gas de
síntesis; otra porción del gas residual es enviada a la red de gas doméstico de la
ciudad de Maracaibo y estaciones de servicio GNV. La corriente fondo de la torre
desmetanizadora pasa a las columnas restantes en la sección de fraccionamiento,
obteniéndose etano, propano, butano y gasolina.
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Figura 1. Diagrama de bloques original Planta LGN I
La corriente de etano obtenida en el tope de la torre desetanizadora, pasa a través de
la unidad de remoción de gases ácidos o planta de endulzamiento, antes de ser
enviado como materia prima para las Plantas de Olefinas.
PLANTA LGN II:
Esta planta esta diseñada para manejar un volumen de gas de 180 MMPCED a 870
psig y 100ºF, con una recuperación de 90 % de etano y 98.5 % de propano.
Como se muestra en la figura 2, el gas de alimentación a planta pasa inicialmente por
un separador trifásico, para eliminar el contenido de agua. Los condensados obtenidos
en el separador trifásico, son enviados a la unidad estabilizadora, con la finalidad de
separar los livianos y enviar a la despropanizadora de LGN I, el propano y mas
pesados.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
Figura 2. Diagrama de bloques original Planta LGN II
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
El gas obtenido en el separador trifásico pasa a través de la unidad de endulzamiento
con amina (ucarsol). Una vez removido los gases ácidos, el gas pasa por la unidad de
deshidratación. Posteriormente el gas continua hacia la unidad de extracción y a
través de una unidad de refrigeración, donde se extraen los hidrocarburos licuables,
etano y más pesados, que en forma líquida servirán como corriente de alimentación
principal a la sección de fraccionamiento.
El gas proveniente de la sección de fraccionamiento se comprime hasta 1060 psig,
pasa a la sección de expansión/separación y a través de dos expansores en serie se
obtiene una temperatura de –151 ºF. El gas y e líquido obtenido en esta sección
alimentan a la torre desmetanizadora. La corriente de tope de la torre
desmetanizadora (gas residual), se entrega al Complejo el Tablazo y a Enelven como
gas combustible y como materia prima para la producción de gas de síntesis en la
planta de Amoniaco.
La corriente de fondo de la torre desmetanizadora complementada con los líquidos de
la sección de extracción sirven de alimentación a la sección de fraccionamiento. El
etano producido en la torre desetanizadora así como el propano producto de la torre
despropanizadora sirven de materia prima a las plantas de Olefinas. El producto de
fondo de la torre despropanizadora (butanos y más pesados), son entregados a la
planta de GLP Bajo Grande de PDVSA-Gas, S.A.
EVALUACIÓN ESTADISTICA 1997
Con la finalidad de establecer la eficiencia operacional de ambas plantas y determinar las
posibilidades de incremento de recuperación de etano y propano, se realizo la evaluación
estadística de la cantidad y calidad del suministro de gas de alimentación y producciones
para el periodo comprendido entre enero y octubre de 1996, véase anexo I. Dichas
evaluaciones, determinaron que la recuperación promedio de la planta de LGN I, fue de
38.4 % de etano y 83.8 % de propano; con una alimentación de 134 MMPCED. En el caso
de LGN II, la recuperación fue de 64 % de etano y 93 % de propano para una carga
promedio de 162 MMPCED.
Una forma práctica de apreciar la eficiencia operacional de las plantas, la cual es usada
como base de referencia comparativa en este estudio, es determinar el porcentaje molar de
etano y propano en el gas residual, o dicho de otra forma, la cantidad molar de etano y
propano que no se recupera; en este caso la planta de LGN I, registró para el periodo
evaluado, un 8.93 % de etano y 1.97 % de propano, y LGN II, 7.20 % de etano y 0.69 % de
propano.
DETERMINACION DE FACTORES LIMITANTES
Una vez establecida la base de referencia, en función del estudio estadístico, se implementó
una serie de talleres de tormentas de ideas, con el apoyo del personal de operaciones,
instrumentación, aplicaciones, mantenimiento e Ingeniería de procesos. Esto con la
finalidad de establecer los “cuellos de botella”, que para el momento se consideró que
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
significaban la desviación del porcentaje de recuperación de etano y propano respecto a lo
establecido por diseño.
Para el caso de la planta LGN-I, en función de las necesidades de etano y propano del
Complejo y la disponibilidad de gas de alimentación, se planteó la necesidad de buscar
alternativas que incrementaran la recuperación de etano incluso por encima de los limites
del diseño original. Se realizó una evaluación comparativa de quince (15) tecnologías
pertenecientes a diez (10) empresas licenciantes contactadas. El resultado de la evaluación
realizada determinó que la tecnología Gas Subcooled Process (GSP), era la adecuada para
utilizarse en la planta LGN I.
En el caso de LGN II, se determino que para alcanzar niveles de recuperación de 88 % de
etano y 98.5 % de propano era necesario el reemplazo de intercambiadores de calor BHE
(gas/gas), E-201A/E-202A, E-201B/E-210B. Esta acción fue considerada como prioritaria
debido al impacto sobre la producción y la relativa simplicidad del proyecto.
IMPLANTACIÓN DE PROYECTOS
PROYECTO MERE
Como resultado de las evaluaciones e investigaciones realizadas para la planta LGN I,
se decide iniciar el Proyecto “Mejoras en producción de Etileno por incremento en
Recuperación de Etano” (MERE).
OBJETIVOS
El proyecto establece como objetivo fundamental incrementar la recuperación
de líquidos LGN de la planta LGN I, es decir, un incremento en la recuperación
actual 38.4% (valor medio en 1996) a 68% del etano proveniente en el gás de
alimentación y un incremento en la recuperación de propano, desde 83.8 %
(valor medio en 1996) hasta 98.6 %.
Dentro del proyecto se establece la modificación del proceso original (véase
figuras 3 y 4). La planta original consiste en un proceso ISS (Industry Standard
Single Stage), y la modificación planteada introduce un conjunto de equipos
adicionales a la torre desmetanizadora (torre empacada, intercambiador BHE y
bombas de reflujo), para convertirlo en un proceso GSP, el cual permite
incorporar una corriente de reflujo a la torre desmetanizadora existente, con el
fin de condensar un mayor volumen de etano.
DESCRIPCIÓN COMPARATIVA DE LOS PROCESOS
El proyecto original figura 3, establece que a la salida del sistema de
deshidratación el gas pasa a través de una serie de intercambiadores de calor
que enfrían el gas hasta –12ºF y se condensa el líquido que servirá de
alimentación a la desmetanizadora. El primer intercambiador en el tren de
enfriamiento es el E-1, en el cual el gas de alimentación se enfria por
intercambio de calor con el gas residual frío.
Luego la alimentación se enfría en el rehervidor de la torre desmetanizadora
E-5, luego pasa al E-2 donde se enfría, intercambiando calor con el gas residual.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
Del E-2 pasa al E-3 donde se enfría por medio de refrigeración mecánica con
propano y finalmente intercambiando calor con el gas residual en los
intercambiadores E-4A y E-4B.
El líquido y el vapor se separaran a 805 psig en el separador de entrada al
expansor V-4. El nivel de este separador se mantiene por medio de una válvula
de control de nivel; el líquido se expande a través de esta válvula hasta 235 psig
y fluye hacia el separador de alimentación de la desmetanizadora, V-6. El nivel
de líquido del separador V-6 se controla mediante una válvula situada en la
tubería que descarga a la corriente de gas residual, el líquido constituye la
alimentación de la torre desmetanizadora V-5.
Figura 3. Diagrama de flujo original Planta LGN I
El vapor proveniente del separador V-4 se expande desde 805 psig a 220 psig a
través del turbo-expansor, la expansión proporciona la energía necesaria para el
compresor de gas residual y condensa líquido. Este líquido al separarse del
vapor, en la parte superior de la torre desmetanizadora, sirve como reflujo en
dicha torre.
La torre desmetanizadora en una torre de fraccionamiento con una sección de
separación líquido - vapor sobre el plato de tope.
La alimentación a la torre desmetanizadora viene del separador V-6 y entra a la
parte intermedia de la torre. El producto de fondo de esta torre que constituye
los líquidos LGN C2+ se bombea como alimentación a la desetanizadora V-7.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
Los vapores provenientes del tope de la torre V-5 se une con los vapores que
vienen del expansor en al parte superior de la torre y luego a los vapores que
salen del V-6 para formar la corriente de gas residual.
Parte del gas residual , se pasa por el condensador de etano E-12, en donde se
absorbe el calor necesario para condensar el 10% de la producción de etano. El
gas residual, absorbe mas calor del gas de alimentación a medida que pasa en
contra corriente a través de los intercambiadores del tren de enfriamiento de gas
de alimentación, E-4A y E-4B, E-2 y E-1. Este gas residual sale del E-1es
comprimido a 280 psig, en el compresor C-1, el cual es accionado por el turbo
expansor. A la descarga del compresor C-1, el gas residual es usado en la planta
como combustible y como gas de regeneración para el sistema de
deshidratación. El gas residual restante es enviado al Complejo El tablazo, a la
red de gas doméstico de la ciudad de Maracaibo y a las estaciones de GNV.
En la modificación propuesta en el proyecto MERE, figura 4, la mezcla
deshidratada pasa a través del tren de enfriamiento, donde se enfría hasta
aproximadamente 1 ºF y se condensa el líquido que servirá de alimentación a la
desmetanizadora fría V-30. El primer intercambiador (E-1), enfría el gas de
alimentación por intercambio con el gas residual frío.
Figura 4. Diagrama de flujo con MERE Planta LGN I
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
Luego el gas de alimentación se enfría, en el rehervidor E-5, de la torre
desmetanizadora, posteriormente pasa al E-2 donde se enfría intercambiando
calor con el gas residual. Del intercambiador E-2 pasa al E-3 donde se enfría
por medio de refrigeración con propano y finalmente intercambiando calor con
el gas residual en los intercambiadores E-4A y E-4B.
El líquido y el vapor se separan a 817 psig, en el separador de entrada al
expansor (V-4). En nivel del separador se mantiene a través de una válvula de
control de nivel (LV-704); el líquido se expande hasta 812 psig. Este líquido se
mezcla con una fracción de la corriente de gas proveniente del V-4.
Una fracción de vapor frío del separador V-4 es separada aguas arriba del
expansor (EC-1). El caudal de la corriente es regulado a través de un
controlador de flujo, que mantiene una relación porcentual fija respecto al total
del flujo de vapor que sale del V-4. La corriente de vapor frío se mezcla con el
total del liquido de fondo del V-4. La corriente resultante pasa a enfriarse con el
gas residual en el intercambiador E-30. A la salida del E-30 la corriente es
expandida a 220 psig, para luego alimentar la parte superior de la
desmetanizadora fría V-30, proporcionando un reflujo que permite incrementar
la recuperación de etano y propano.
El restante de la corriente de vapor frío a la salida del V-4 se expande en el
expansor EC-1 desde 817 hasta 224 psig. La expansión proporciona la potencia
necesaria para el compresor de gas residual C-1. Este gas alimenta la parte
inferior de la torre desmetanizadora fría V-30. El fondo de la torre V-30 es
enviado a través de las bombas P-30A/B hasta la parte superior de la
desmetanizadora caliente V-5. La combinación de estas torres separan el
componente mas liviano (metano) y parte del CO2
El producto de fondo de la desmetanizadora caliente V-5, es enviado como
alimentación al sistema de fraccionamiento.
DESARROLLO, PROCURA, CONSTRUCCIÓN Y ARRANQUE
El proyecto MERE, se llevo a cabo en un tiempo récord. Se inició la ingeniería
básica a mediados de noviembre-1997 y se concluyó con el arranque de planta a
mediados de mayo de 1998.
Los trabajos ejecutados en la planta de LGN I consistieron en la instalación de:
• Intercambiador E-30.
• Columna Desmetanizadora Fría V-30.
• Bombas de Reflujo P-30 A/B.
• Tuberías y Tie-ins a proceso
• Filtro F-30
• Válvulas de seguridad
• Instrumentación y electricidad
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
EVALUACIÓN POST-IMPLANTACION DEL PROYECTO MERE
La baja disponibilidad de gas de alimentación y la necesidad de mantener una
mayor distribución de carga hacia la planta de LGN II, con el fin de recuperar
una mayor cantidad volumétrica de etano, no han permitido una evaluación a
máxima carga de la planta. Sin embargo, adicional a la limitación de carga, se
presentaron una serie de dificultades que no permitieron alcanzar los resultados
planteados. Las principales causas fueron:
1. Taponamiento con tamiz molecular del intercambiador de calor E-30:
Previo a la instalación del proyecto MERE, ocurrió un evento de pase de
tamiz moléculas (utilizado en la deshidratación del gas de alimentación),
por falla de la malla de soporte de los lechos de deshidratación (1996). El
tamiz molecular acumulado en el tren de enfriamiento y en el tambor V-4,
obstruyó el E-30, posterior al arranque del proyecto.
El alto diferencial de presión en el intercambiador E-30, no permitía el
flujo de pesados al tope de la torre V-30 y como consecuencia no existía la
absorción adecuada de livianos en la torre en cuestión.
Se realizaron tres limpiezas químicas al E-30 y limpiezas mecánicas a los
intercambiadores que conformas el tren de enfriamiento (May-98, Sep-98,
Ene-99), logrando mejorías significativas, sin embargo no se alcanzó las
condiciones establecidas en el diseño del proyecto. En el mes de Marzo de
1999, se instala un nuevo equipo E-30.
Adicionalmente se instalo un sistema de seguridad vía DCS, que evita el
ensuciamineto del intercambiador E-30 causado por pase del tamiz
molecular y también evita el congelamiento por pase de humedad de los
deshidratadores.
2. Inestabilidad operacional del Compresor C-2:
Posterior a la ejecución del proyecto MERE, se incremento
considerablemente la inestabilidad operacional del compresor de
refrigeración con propano C-2, véase figura 5. Evaluaciones realizadas al
sistema determinaron que el flujo de succión a la primera etapa del
compresor disminuye cerca de un 25 % luego del arranque del proyecto.
La diferencia en el flujo de succión se debe a baja transferencia de calor en
el intercambiador E-3. El diseño no contemplo que la disminución de
temperatura en los primeros intercambiadores del tren de preenfriamiento
podía causar estas perturbaciones (fenomenos de oleaje u ondeo).
Con la finalidad de incrementar la flexibilidad operacional del C-2, se
realizaron cambios en la lógica de control de fondo de la torre
desmetanizadora caliente V-5, figuras 6 y 7. Se le dio prioridad de control
de temperatura de fondo al intercambiador E-17, condensador de tope de la
torre despropanizadora, separando el lazo de control existente y colocando
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
en manual el desvío del intercambiador E-5. El resultado de este cambio
diminuye en un 90 % las caídas por ondeo del compresor.
VIC
COMPRESOR
REFRIGERANTE
C-2
E-18
TC-2
FLASH
TANK
TC
C.W
TC
V-20
E-6
E-3
ETANO TOPE
V-7
Gas
Alimentación
de
Figura 5. Diagrama de flujo del compreso C-2
El cambio se realiza a expensas de un incremento de la temperatura de tambor
separador V-4 a 11ºF, contra 1ºF, que establece el proyecto MERE. Sin embargo, el
beneficio en cuanto a recuperación de etano es mayor manteniendo en servicio el
compresor, que manteniendo la temperatura de diseño en el V-4.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
V-5
Gas de
Alimentación
E-1
E-5
E-3
E-2
E-17
Propano
Refrigerante
TIC
E-18
VV-9
-
C.W.
9
Figura 6. Configuración original del lazo de control de temperatura de fondo de la V-5
% Apertura.
V-5
Gas de
Alimentación
E-1
E-5
E-3
E-2
E-17
Propano
Refrigerante
TIC
E-18
VV-9
9
C.W.
Figura 7. Configuración optimizado del lazo de control de temperatura de fondo de la V-5
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
PROYECTO CAMBIO BHE LGN II
Como se mencionó anteriormente, dada la baja complejidad de las modificaciones al
proceso, no ameritó la ejecución de un proyecto como tal. La adquisición de los
intercambiadores de calor o cajas frías se realizó vía Programa de Inversión.
Objetivos
El objetivo único del reemplazo de las cajas frías E-201A/E-202A,
E-201B/E-210B, es incrementar la recuperación de etano de 64 % hasta 88% y de
propano de 88% hasta 98.5%.
DESCRIPCIÓN DETALLADA DEL PROCESO
Luego que el gas de alimentación a planta es filtrado a través de los filtros F-1 y F101, es endulzado en la planta de aminas (ucarsol) y finalmente secado a través de
los lechos de tamiz molecular D-1A, D-1B, D-1C, D-1D y D-1E, llega a la zona
de extracción de líquidos, como se muestra en la figura 8, donde se extrae los
hidrocarburos ricos en etano y más pesados, que en forma líquida servirán como
corriente de alimentación principal a la unidad de fraccionamiento.
GAS POBRE A
RECOMPRESORES
790 lpcm
AL V-3
126 MMPCED
1
D
P
N
o
780 lpcm
o
360 lpcm
32 MMPCED
A T-1
E-202A
E-201A
535 lpcm
REFRIG(1)
1
N
DP
o
REFRIG. (1)
DE V-203
GAS RICO
173 MMPCED
815 lpcm
V-202
V-201
800 lpcm
E-201C
E-202C
DE V-17
DE E-202B
790 lpcm
V-203
V-204
LCV-217
E-201B
T-102
E-202B
E-210
LCV-216
365
lpcm
LCV-215
89 oF
385 lpcm
3
N
DP
o
365 lpcm
LCV-218
380 lpcm
365 lpcm
T-102
TORRE
ESTABILIZADORA
Figura 8. Diagrama de flujo de Planta LGN II
En la zona de extracción de líquidos, la corriente de gas seco endulzado entra al
sistema dividido en dos porciones; la primera, aproximadamente 85 % del total,
pasa por el intercambiador de gas/gas E-201A, la corriente continua hacia el
E-201C, donde se enfría con propano refrigerante; la otra corriente
aproximadamente el 15 % del total de gas, fluye hacia el intercambiador
gas/condensado E-201B, donde se enfría con los líquidos provenientes de del
tambor de expansión V-203, y se le une a la corriente que viene del enfriador de
gas caliente E-201C, dirigiéndose al separador intermedio V-201.
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(VAPOR)
E-104
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23600 BPD
ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
Los líquidos que se obtienen en el separador V-201 a una presión de 800 psig,
salen por el fondo y caen al tambor de expansión intermedio V-203, donde alcanza
una presión de 385 psig, los líquidos que se producen por la expansión, salen por
el fondo a través de la válvula LCV-215 hacia el intercambiador de calor
gas/condensado E-201B, para enfriar la corriente de 15% del gas de alimentación
luego continua hacia el calentador de gas de desecho E-210, de allí van
directamente hacia la torre estabilizadora caliente T-102.
Por el tope del tambor de expansión intermedio V-203 salen vapores a una presión
de 385 psig, controlados por la válvula PCV-209 dirigiéndose directamente hacia
la torre estabilizadora caliente T-102. Los vapores que salen por el tope del
separador intermedio V-201, se dividen en dos corrientes de gas, una de ellas
(aproximadamente el 78%) fluye a través de los tubos del intercambiador de gas
pobre/gas frío E-202A, continua hacia el enfriador de gas frío E-202C, e
intercambia calor con el sistema de refrigeración; la otra corriente de gas (
aproximadamente el 22%) pasa por un intercambiador gas frió/condensado E202B.
Estas dos corrientes se unen y fluyen hacia el separador final V-202, a una presión
aproximada de 790 psig.
Los líquidos obtenidos en el separador V-202, salen por el fondo y continua hacia
el tambor de expansión final V-204, a una presión de 535 psig. Los líquidos que
se producen por la expansión, fluyen al intercambiador gas frío/condensado E202B, donde intercambia calor con una de las corrientes que viene del tope del
separador intermedio V-201 y continua directamente hacia la torre establizadora
caliente T-102, antes de llegar a ella se une con la corriente de gas que proviene
del tambor de expansión intermedio V-203, entrando a la torre estabilizadora
caliente; por el tope del separador final V-202, el gas fluye hacia las carcasas de
los intercambiadores gas pobre/gas frío E-202A y gas pobre/gas caliente E-201A ,
allí intercambian calor con dos corrientes del gas: una es el gas de alimentación
(85%), y la otra es parte de los vapores que provienen del V-201, a una presión de
780 psig, de allí continua hacia el sistema de recompresión de alta presión. Los
gases que salen por el tope del tambor de expansión final V-204, controlados por
la válvula PCV-210, continua hacia el separador de gas frío V-3.
EVALUACIÓN POST-INSTALACIÓN DE LOS INTERCAMBIADORES
Como se puede apreciar, al entrar en la zona de extracción el primer paso del gas
es fluir a través de los dos intercambiadores (E-201A/E-202A y E-201B/E-210B),
la obstrucción de estos equipos incrementa la caída de presión a través de esta
zona y minimiza el enfriamiento, lo que se traduce en menos liquido hacia la zona
de extracción y por tanto menos recuperación de etano y más pesados en la torre
desmetanizadora T-1.
Evaluaciones realizadas posterior al cambio de los intercambiadores E-201A/E202A y E-201B/E-210B, indicaron un incremento en la producción de etano y
propano de 35000 y 9000 TMA respectivamente; contra lo esperado de 60000
TMA de etano y 11000 TMA de propano.
AVPG, XIV Convención de Gas, Caracas, Mayo 10 al 12, 2000.
Página 15
ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
Los niveles de producción no alcanzaron el esperado, en primer lugar, debido a
inestabilidad de flujo y calidad de gas de alimentación; en segundo lugar, debido a
la inadecuada distribución de flujos y mejoras en condiciones internas de procesos.
EVALUACION ESTADISTICA 1999.
Una segunda evaluación estadística se realizó en el periodo enero - noviembre de 1999. El
resultado de dicha evaluación reflejó, como se muestra en la tabla I, que los niveles de
concentración molar de etano y propano en el gas residual, para ambas plantas, disminuye
notablemente respecto a la concentración de estos en 1996. En el caso de LGN I, la
disminución de etano en el gas residual representa una producción adicional de etano de
0.70 TM por cada MMPCE de alimentación. En el caso de LGN II, representa una
producción adicional de 1.32 TM de etano por cada MMPCE de alimentación. En el anexo
3 se muestran las tendencias evaluadas para este periodo.
Etano / Propano en el gas residual
Medias Estadísticas Medias Estadísticas
1996
1999
Etano en el gas residual (% molar) LGN I
8,933
6,567
Etano en el gas residual (% molar) LGN II
7,201
3,541
Propano en el gas residual (% molar) LGN I
1,797
0,343
Propano en el gas residual (% molar) LGN II
0,689
0,080
Tabla I. Comparación de medidas estadísticas 1996-1999.
Estos incrementos de producción, como resultado de la aplicación del mejoramiento
continuo de los procesos, en un lapso de 3 años de gestión, representan un impacto
económico de 28.43 MM US$ a nivel de Pequiven y de 53.55 MM US$ a nivel PDVSA,
con un estimado de inversión global de 4.1 MM US$.
EVALUACION CAPACIDAD REAL DE PLANTA.
Con la finalidad de identificar las variables que inciden sobre la capacidad real de las
plantas LGN I/II, se realizo una evaluación a base de simulaciones de ambas plantas en
distintos esquemas operacionales, conforme al diagrama causa efecto mostrado en la
figura 9.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
CALIDAD
PRESION
BAJA PRESION
ALTA PRESION
RIQUEZA DEL
GAS DE ALIM.
CAMBIOS BRUSCO
DE PRESION
ALTO/ BAJO %C2
ALIMENTACIÓN
ALTO/ BAJO %C3+
ALIMENTACIÓN
% CO2 EN
ALIMENTACIÓN
BAJO FACTOR
DE CARGA
BAJO SUMINISTRO
ALTO SUMINISTRO
ALTA VARIABILIDAD
BAJA TEMPERATURA
BAJA TEMPERATURA
FLUJO
TEMPERATURA
Figura 9. Diagrama causa efecto del factor de capacidad de plantas LGN I y II.
DESARROLLO DE LA EVALUACION
La metodología seguida para realizar la evaluación que se denominó factor de
capacidad real de las plantas LGN I y LGN II, fue la siguiente:
• Planteamiento del problema.
• Recopilación de data operacional.
• Determinación de puntos de evaluación.
• Realización, revisión y/o optimización de simulaciones.
• Interpretación de resultados.
• Conclusiones.
• Recomendaciones.
Las simulaciones se realizaron bajo el simulador de procesos HYSIM.
Posteriormente se validaron en campo, para aquellos esquemas operacionales donde
fue posible hacerlo. En el anexo 2, se muestra, los diagramas de flujo de las
simulaciones de la planta, sistema de endulzamiento y sistemas de refrigeración de
LGN I y II.
RESULTADOS
Los resultados de la evaluación permitieron demostrar cuantitativamente la
desviación del porcentaje de recuperación en función del flujo, presión y calidad de
gas de alimentación.
En la figura 10, se muestra como varia el porcentaje de recuperación de etano de la
planta LGN I, en función de la carga, para distintos porcentajes molares de etano en
la corriente de gas de alimentación. En la figura 11, se muestra se muestra el efecto
de la presión sobre la recuperación de etano de la planta LGN I.
AVPG, XIV Convención de Gas, Caracas, Mayo 10 al 12, 2000.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
%
R
e
c
u
p
e
r
a
c
i
ó
n
70.
60.
62 %
13.0 % C2 Alimentación
54 %
50.
11.0 % C2 Alimentación
40.
46 %
9.0 % C2 Alimentación
30.
20.
10.
0.
70
90
110
130
150
170
C a rg a (M M P C E D )
Figura 10. Variación de porcentaje de recuperación vs. Carga de LGN I, a diferentes concentraciones
de etano en la alimentación
%
900 psi
70.
R
e
c
u
p
e
r
a
c
i
ó
n
60.
65 % Rec
62 % Rec
50.
40 % Rec
840 psi
40.
30.
20.
780 psi
10.
0.
70
90
110
130
150
170
Carga (MMPCED)
Figura 11. Variación de porcentaje de recuperación vs. Carga de LGN I,
a diferentes presiones en el gas de alimentación
En la figura 12, se muestra como varia el porcentaje de recuperación de etano, en
función de la carga, si modifico ahora la presión de alimentación a planta LGN II. En
AVPG, XIV Convención de Gas, Caracas, Mayo 10 al 12, 2000.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
la figura 13, se muestra se muestra el efecto de la presión sobre la recuperación de
etano de la planta LGN II.
90.0
%
13.0 % C2 Alimentación
79 % Rec.
80.0
R
e
c
70.0
u
p
e
60.0
r
a
c
i 50.0
ó
n
76 % Rec.
11.0 % C2 Alimentación
74 % Rec.
9.0 % C2 Alimentación
40.0
120
130
140
150
160
170
Carga (MMPCED)
Figura 12. Variación de porcentaje de recuperación vs. Carga de LGN II, a diferentes
concentraciones de etano en la alimentación
90.0
%
R
e
c
u
p
e
r
a
c
i
ó
n
840 psi
77 % Rec.
80.0
75 % Rec.
900 psi
70.0
40 % Rec.
780 psi
60.0
50.0
40.0
120
130
140
150
160
170
Carga (MMPCED)
Figura 13. Variación de porcentaje de recuperación vs. Carga de LGN II,
a diferentes presiones en el gas de alimentación
AVPG, XIV Convención de Gas, Caracas, Mayo 10 al 12, 2000.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
Así mismo, se procedió a evaluar como afecta el porcentaje molar de propano en la
alimentación, al porcentaje de recuperación de etano y luego, como afecta el
porcentaje de butanos+ en la alimentación. Posteriormente, la misma evaluación se
realizo para el porcentaje de recuperación de propano y mezcla de ambas plantas.
En la figura 14, se muestra como varia la recuperación de etano de la planta LGN I, si
se modifica el porcentaje molar de propano en la alimentación. La figura 15, muestra
como varía la recuperación de etano, en la misma planta si variamos el porcentaje de
mezcla en la alimentación. En esta ultima figura, se observa que un incremento en la
concentración de butanos+ en el gas de alimentación incrementa la recuperación
porcentual de etano incluso por encima de lo que establece MERE como máxima
recuperación posible. Es decir, con 5.0% de mezcla en la alimentación, se podría
obtener, a máxima carga una recuperación del orden de 73 % contra el 68, establecido
en el proyecto. Con la ventaja que la mezcla se tiene disponible como producto en
planta y puede ser recirculada, siempre que la hidráulica de las torres lo permitan.
70.0
%
R
e
c
u
p
e
r
a
c
i
ó
n
6.5 %
60.0
3 Alimenta ió
4.5 %
50.0
5.5 %
3 Alimenta ió
3 Alimenta ió
40.0
30.0
20.0
10.0
70
90
110
130
150
170
Carga (MMPCED)
Figura 14. Variación de porcentaje de recuperación C2 vs. Carga de LGN I,
a diferentes concentraciones molares de propano en el gas de alimentación
AVPG, XIV Convención de Gas, Caracas, Mayo 10 al 12, 2000.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
En el anexo 4, se muestra el total de las gráficas obtenidas en la matriz de evaluación
realizada. Es decir, como varia el porcentaje de recuperación de etano, propano y
mezcla en función de la carga y el porcentaje molar de alimentación de etano,
propano y mezcla.
80.0
%
70.0
R
e
c
u
p
e
r
a
c
i
ó
n
60.0
5.0 % 4
50.0
li
3.0 % 4
40.0
4.0 % 4
30.0
li
li
20.0
10.0
0.0
70
90
110
130
150
170
Carga (MMPCED)
Figura 15. Variación de porcentaje de recuperación C2 vs. Carga de LGN I,
a diferentes concentraciones molares de mezcla en el gas de alimentación
Luego de obtener la matriz de resultados de la evaluación y con la finalidad de dar
una utilidad practica y aplicable al día a día, se obtuvieron ecuaciones matemáticas
que permiten determinar el comportamiento de la recuperación de productos para
diversos escenarios, como se muestra en la tabla II.
Con estas ecuaciones se puede predecir el mejor estimado de las producciones de
todos los productos a distintas composiciones de gas de alimentación y a distintas
cargas.
AVPG, XIV Convención de Gas, Caracas, Mayo 10 al 12, 2000.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
PLANTA LGN-I
CALIDAD DE
ALIMENTACION
PRODUCCIÓN
y = MMPCED
METANO
y = BPD
ETANO
PROPANO
BUTANOS+
RICA
y = 0.7255x + 6.8736
y = 0.1261x - 5.0048
y = 40.443x - 112.85
y = 46.987x - 15.364
MEDIA
y = 0.7659x + 7.0731
y = 0.1048x - 5.2806
y = 34.139x - 92.967
y = 37.501x - 9.924
POBRE
y = 0.8042x + 7.6918
y = 0.0872x - 6.2417
y = 27.92x - 108.66
y = 28.172x - 24.125
x = Caudal de alimentaciòn en MMPCED (125 <x<16 5).
PLANTA ESTABILI ZADORA
CALIDAD DE
ALIMENTACION
ESTABILIZADOR A
PRODUCCIÓN
y = MMPCED
y = BPD
METANO
ETANO
PROPANO
BUTANOS+
y = 0.00037x + 0.0005
0.00
y = 0.0512x - 0.7717
y = 0.6644x + 1
x = Caudal de alimentaciòn en BPD (1200<x<240 0).
PLANTA LGN-II
CALIDAD DE
ALIMENTACION
PRODUCCIÓN
y = MMPCED
METANO
y = BPD
ETANO
PROPANO
BUTANOS+
RICA
y = 0.6714x + 9.3972
y = 0.2046x - 15.074 y = 41.59x - 196.96
y = 46.757x - 6.3356
MEDIA
y = 0.7069x + 10.138
y = 0.1913x - 16.287 y = 35.772x - 241.47
y = 37.403x - 9.3191
POBRE
y = 0.7711x + 5.9369
y = 0.1453x - 11.849 y = 30.078x - 328.26
y = 27.936x + 3.4819
x = Caudal de alimentaciòn en MMPCED (120 <x<17 0).
Tabla II. Ecuaciones matemática que rigen la producción de las Plantas.
Actualmente estas ecuaciones son usadas diariamente para el calculo de las PNR
(producción no realizada), en ambas plantas.
MEJORAS A CORTO Y MEDIANO PLAZO.
Una vez realizadas las evaluaciones y conociendo el impacto de las variables involucradas
en la recuperación de todos los productos, se plantearon algunas alternativas para
incrementar la recuperación de etano particularmente en planta LGN I. De las alternativas
planteadas, se le dio prioridad a la estabilidad operacional del compresor C-2 a cargas de
planta inferiores a 125 MMPCED, al incremento de recuperación de etano vía
enriquecimiento del gas de alimentación y por ultimo al incremento del factor de servicio y
factor de capacidad de la unidad estabilizadora de condensado.
ESTABILIDAD OPERACIONAL DEL COMPRESOR C-2
El incremento de la estabilidad operacional del compresor C-2 a cargas de planta
inferiores a 120 MMPCED, tiene como finalidad fundamental incrementar la
recuperación de etano y propano entre 90 y 120 MMPCED de alimentación, rango en
el cual el expansor EC-1 se encuentra en servicio y el compresor C-2 se encuentra
fuera de servicio.
AVPG, XIV Convención de Gas, Caracas, Mayo 10 al 12, 2000.
Página 22
ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
El problema radica en que a cargas inferiores a 120 MMPCED, el evaporador de la
primera etapa del compresor no genera los vapores suficientes para mantener la
presión de succión del equipo y consecuentemente se presenta el fenómeno de ondeo.
El esquema operacional actual con 270 MMPED de alimentación disponibles para el
Complejo, obliga a operara las plantas con 125 MMPCED en LGN I y 145
MMPCED en LGN II. Este esquema que no es favorable desde el punto de vista de
recuperación de etano y propano. El esquema ideal de operación para maximizar la
recuperación de C2+, con 270 MMPCED en la alimentación, es colocar a LGN II en
capacidad de diseño (170 MMPCED), debido a que el porcentaje de recuperación de
C2+ en ella es mayor y cargar a LGN I con el restante del gas disponible. Este último
esquema operacional es posible solo si, la planta de LGN I, esta en capacidad de
producir etano en especificación a 100 MMPCED. Los beneficios económicos
estimados, si se logra operar bajo este esquema, es del orden de 2,45 MM US $ por
año.
Actualmente se realiza una evaluación técnico económica de las posibles
modificaciones al equipo que permitan mantener al compresor en operación a la carga
de planta deseada. Entre las alternativas propuestas se encuentran:
1. Instalar intercambiadores paralelos a los existentes en la primera y segunda etapa,
que permitan generar la cantidad mínima necesaria de vapores a las succiones
respectivas, utilizando corrientes de proceso para ello.
2. Instalación de tambores de succión en las tres etapas del compresor y modificación
de líneas de recirculación y atemperación. Garantizar el flujo de vapores a las
succiones respectivas por medio de recirculación sumergida en los tambores de
succión.
3. Modificar el orden del tren de enfriamiento, sustituyendo el evaporador de la
primera etapa del compresor por el intercambiador E-2, aguas arriba de su
posición actual.
La modificación resultante, podría ser una de las anteriores o una combinación de
ellas, será presupuestada para el año 2001.
ENRIQUECIMIENTO DEL GAS DE ALIMENTACIÓN
Como se mostró en la evaluación de capacidad real de planta, el incremento del
porcentaje molar de butanos+ en la corriente de alimentación, incrementa la
recuperación de etano a condiciones de diseño de 68 a 74 %. Para el promedio de
producción del año 1999, representa un incremento de recuperación del 4,0 %. Esto
implica un incremento de producción anual de 5,0 MTM/año. Lo que representa un
ingreso en etileno de 1,72 MM US$, con una inversión de 100 M US$.
El proyecto consiste en recircular una corriente de la mezcla producida en planta. Es
decir, tomar una fracción de la corriente de fondo de la torre despropanizadora y
alimentarla en la entrada del tren de enfriamiento. Para los efectos del área de proceso
AVPG, XIV Convención de Gas, Caracas, Mayo 10 al 12, 2000.
Página 23
ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
de extracción y fraccionamiento, el gas de alimentación está entrando con una
concentración mayor de mezcla (presaturación).
La condición limitante en este sistema radica en la capacidad hidráulica (alta tasa de
líquidos), de las torres de fraccionamiento en particular la torre despropanizadora.
Actualmente se tienen realizadas las simulaciones del sistema (véase anexo 2) y se
tiene programado realizar las simulaciones hidráulicas de las torres involucradas para
mediados de este año.
De resultar factible el estudio técnico económico de esta propuesta, se incluirá en el
presupuesto, para ser ejecutado en el año 2001.
INCREMENTO DEL FS Y FC DE LAUNIDAD ESTABILIZADORA.
La unidad de estabilización de condensados o planta estabilizadora, fue concebida
con la finalidad de recuperar el GLP, de la corriente líquida que acompaña al gas
natural que alimenta al Complejo. Este gas de alimentación, proveniente del área
remota de producción de crudo, es sometido a un proceso de separación de
condensados en la estación de separación 24.
Originalmente, como se muestra en la figura 16, los líquidos provenientes de los
separadores V-24A/B y los separadores trífasicos en la entrada a cada planta, servian
de alimentación a la unidad de estabilización a una presión de 850 psig. Luego se
realizaron modificaciones en la estación 24, colocándose un tambor adicional (V24C), en serie a los dos anteriores (V-24A/B). Los líquidos provenientes del V-24C
conforman actualmente la alimentación de la torre estabilizadora a una presión de 350
psig, como muestra la figura 17.
GAS A
PROCESOS
GASODUCTO
LA PICA-PQV
V-24A/B
V-1/V-13
LIQUIDO A PLANTA
ESTABILIZADORA
PAG LINE
Figura 16. Separación LPG alimentación a unidad estabilizadora a 850 psig.
AVPG, XIV Convención de Gas, Caracas, Mayo 10 al 12, 2000.
Página 24
ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
La alimentación a la unidad estabilizadora pasa en primer lugar a través de unos
coalescedores (SF-1A/B), para retirar el contenido de agua libre de la corriente.
Luego de los coalescedores el condensado es precalentado a través del SE-1A, hasta
130 ºF aprox. Previo a la entrada a la torre la alimentación es expandida a 260 psig
(presión de operación de la torre SV-1). El tope de la torre es enviado directamente a
gas residual. El fondo es enviado a los tanques de reproceso V-27, V-28 y V-29, para
se alimentado posteriormente a la torre despropanizadora V-9.
Para el incremento del Fs (factor se servicio) de la unidad estabilizadora se mejoró,
entre otras cosas, el sistema de coalescedores y control de temperatura de fondo de la
torre. Esto hace que los niveles de humedad en el fondo de la torre disminuyan, causa
principal de puesta fuera de servicio de la unidad.
GAS A
PROCESOS
GASODUCTO
LA PICA-PQV
V-24A/B
V-1/V-13
GAS COMBUSTIBLE
PAG LINE
V-24C
LIQUIDO A PLANTA
ESTABILIZADORA
Figura 17. Separación LPG alimentación a unidad estabilizadora a 350 psig.
A raíz de estos cambios se logro incrementar el factor de servicio de la unidad
estabilizadora desde 46.2% para el primer semestre de 1999, hasta 76.3 % para el
último semestre.
Para incrementar el factor de capacidad de la unidad estabilizadora o lo que es lo
mismo, incrementar el factor de recobro, se desarrolló una simulación rigurosa de la
torre SV-1, bajo el simulador Aspen PlusTM. Con la finalidad de optimizar la
operación de la torre bajo las nuevas condiciones de presión, temperatura y calidad
del gas de alimentación.
AVPG, XIV Convención de Gas, Caracas, Mayo 10 al 12, 2000.
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ASPECTOS OPERACIONALES EN PROCESAMIENTO DE GAS
Por otra parte se encuentra en proceso la evaluación de alternativas de disposición del
gas de tope de la SV-1, para ser implantadas a principio del año 2001.
Estas modificaciones permitirán un incremento de recuperación de propano y mezcla,
el estimado del beneficio es de 0.9 MM US$/año a nivel de PDVSA, para una
inversión de 140 M US$.
CONCLUSIONES
1. El impacto económico de la aplicación del mejoramiento continuo de los procesos en
las plantas LGN El Tablazo represento un beneficio económico a nivel de PDVSA
Pequiven de 28 MM US $ y a nivel de PDVSA de 54 MM US $ con un estimado de
inversión de 4,1 MM US $.
2. Las mejoras en estudio y planteadas, a ser ejecutadas en los años 2000/2001, representa
un beneficio económico mayor a 5,1 MM US$/año, con una inversión inferior a 1,5
MM US$.
3. El flujo, presión, calidad y continuidad de suministro del gas de alimentación son
variables de influencia determinante en el rendimiento o porcentaje de recuperación de
productos en ambas plantas.
4. La ejecución del proceso de mejoramiento continuo de los procesos en ambas plantas
ha permitido una disminución en el costo de producción de 82.9 $/T de etano hasta 68.3
$/T de etano, lo que implica una disminución mayor al 17%.
RECOMENDACIONES
1. Continuar con la aplicación de mejoramiento continuo de los procesos en las plantas de
LGN I/II en el Complejo Petroquímico El Tablazo.
2. Realizar prueba de capacidad en ambas plantas para determinar las limitaciones
operacionales.
3. Tomar acciones a nivel corporativo para incrementar el suministro y calidad de gas de
alimentación al Complejo Petroquímico el Tablazo.
4. Implantar los proyectos que resulten económicamente viables, en función a las
evaluaciones realizadas en el periodo 1999-2000.
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