Este PDM (previo del mes) discute como Aumentar la Producción Hoy, Rápidamente, y aplicando cero CAPEX. Presentaré los conceptos, técnicas, y luego donde hallar e identificar oportunidades…para poder responder la pregunta clave: “Estamos obteniendo lo máximo de nuestro activo?”

 

Muchas Empresas aplican la data de la evaluación comparativa compartida anónimamente con otros participantes en la encuesta. El problema es que ellos no poseen los mismos activos. Lo que es recomendado en este ejercicio es que se marque su activo contra la física y no otras instancias.

 

La buena noticia es que nadie podrá obtener mejor rendimiento que el límite técnico teórico. Si uno determina su rendimiento y se compara con el modelo teórico/máximo teórico y se observa una brecha, existe una oportunidad para mejorar.

 

 

 

 

ANTECEDENTES

Se le ha pedido de su gerente de activo identificar las oportunidades para aumentar la producción. En este caso el pozo fluye con 1200 lpcm (8.3 MPam) corriente debajo a un estrangulador abierto por completo y descargando en 1 milla (1.6 km) a una tubería de flujo de 3 pul. (76 mm) operando a 1000 lpcm (6.9 MPam) y caudal de 10 MMPCSD (.28×106 mtcsd/d).

 

 

PREGUNTA CLAVE

Es hoy un buen día? Estamos recibiendo lo máximo de este active?

Se inicia comparando lo siguiente:

  • Cual es el máximo teórico dadas las condiciones existentes – MODELO?
  • Cual es el rendimiento actual operacional – RENDIMIENTO ACTUAL?

La Figura 1 presenta un gráfico de barras para LA EVALUACION COMPARATIVA CONTRA LA FÍSICA

 

 

 

La respuesta más común es que el pozo está en línea. Estamos vendiendo gas, y el estrangulador se encuentra de apertura máxima. No se ve mayor investigación adicional o acción contemplada. Esto ocurre por cuanto no se una brecha sin llevar a cabo los análisis ingenieriles.

 

La respuesta pos lectura de este PDM debe ser:

  • Tenemos un modelo de procesos que indica una Evaluación Comparativa Contra la Física MC que el pozo debe estar en condiciones de entregar 13 MMPCSD (0.37×106 m3 std/d).
  • Se efectúa una visita al Campo verificando la data. La brecha es una de 30 % de falla en producción, ver Figura 1.
  • Cual es la causa de esto? Otra válvula de bloqueo en el sistema? Escala del Sistema.
  • Como se podría aumentar la producción rápidamente? Extraer los internos del estrangulador por completo? Remplazo de la válvula de puerto parcial con una de puerto completo. Recomendar limpieza de la línea? O sencillamente abriendo la válvula que se encuentra parcialmente cerrada en la conexión de ventas?

 

Cual es el valor incremental de los 3 MMPCSD (0.085×106 m3std/d) con $4/ MMBTU ($3.8/GJ) venta de gas por año? $4.35 Milliones de USD/año. Este análisis se justifica? Absolutamente.

 

 

Figura 2. Múltiple del Gasoducto – Son éstas alineadas correctamente? Pudiensen estar con fugas?

 

 

En la Figura 2, cuales son las implicaciones de fugas de los múltiples de las válvulas. Pudiese ser que los pozos de alta presión (AP) estén fluyendo gas en “contraflujo” hacia los pozos de baja presión. Están los pozos de mayor capacidad vaciando flujo hacia el sistema de gas de venta? Están los pozos de la competencia causando un obstáculo para nuestra producción?

 

 

Caso 2: PREGUNTAS CLAVES

Existe alguna avería en nuestra línea de venta de gas?

 

ANTECEDENTES

Los puntos rozados en la Figura 3 presentan el gas de venta en MMPCSD en la ordenada, y los de color azul oscuro representan la presión diferencial. El gasto se reduce con el tiempo, y el diferencial de presión igual se ve reducido con el tiempo.

 

 

Figura 3, DATA SCADA para el rendimiento de las tuberías en MMPCSD y presión diferencial en función del tiempo.

 

 

 

El Gasoducto es uno de 14 pul. (356 mm) de 60 millas (96 km) desde un activo costa fuera. Si se taponea esta facilidad, es menester finalizar la producción de crudo y gas; aproximadamente 100,000 bpd (15,900 m3/d), y 200 MMPCSD (5.65×106 m3 std / día) de gas.

 

Tabla 1 – Data del Rendimiento Operacional

 

Un modelo UNISIM [1] mostrado en la Figura 4 fue detallado para determinar si el rendimiento actual operacional cotejaba el actual simulado.

 

 

Figura 4 RENDIMIENTO UNISIM DE LA TUBERIA.

 

 

La simulación superior en la Figura 4 se cotejó con la información operacional de 200 MMPCSD (5.65×106 m3 std / dia) , sin embargo ; a la condición inferior de 169 MMPCSD (4.77×106 m3 std/ dia) no estuvo de acuerdo con la data del campo. Para poder cotejar ésta, se introdujo un estrangulador de 4 pul. (102 mm) de diámetro por 100 pies (31.1 m) en la línea de 60 millas (96 km), con 14 pul (356 mm) del modelo de tubería.

 

La Plataforma había sufrido antecedentes de la existencia de asfaltenos en los separadores. Tuvieron suerte en poder efectuar este análisis de ingeniería, haber podido programar el cierre de la tubería para darle limpieza a una sección de la base del subiente del gas e venta. Como está Ud. Monitoreando sus líneas de flujo de caja crítico.

 

 

PREGUNTA CLAVE – CASO 3

Como podemos mejorar el rendimiento de la tubería de gas aplicando la data SCADA.

 

Se presenta otro previo rápido aplicando Data SCADA y Excel.

 

De la publicación GPSA Libro [2] conocemos que el flujo de gas (Q) es proporcional a una constante por la raíz cuadrada de la presión estática (P1) por la presión diferencial (ΔP).

 

 

De manera que la modalidad se muestra en que construir un gráfico de C’ versus tiempo, siendo C’ es una constante al menos que haya presencia de degradación (fouling) en la línea. Ésta es difícil de identificar con solo una observación visual por cuanto es un problema aseverado con el tiempo, y no necesariamente un punctual.

 

La Figura 4 indica alguna información SCADA aplicando esta técnica. Para poder darle escala a esta data, en vez de graficar C’, se presenta el recíproco de C’ al cuadrado presentado para darle coordenadas al gráfico. Esto debe seguir siendo una constante con el tiempo, y se puede observar el punto de inflexión en la línea roja representado dos años de tendencia.

 

Figura 5. Gráfico de C’ con el tiempo – línea roja indica cambio de C’

 

 

Aun cuando este escenario fue uno de acumulación de asfaltenos con el tiempo creando un tapón localizado, los resultados desfavorables serían los mismos si fuese una escala uniforme sobre la longitud completa de la línea.

 

En instancias aguas arriba de los modelos del subsuelo, se ve difícil ver tendencias, por cuanto a la naturaleza del yacimiento. Se empieza con presiones y caudales elevadas, y éstas se ven alteradas continuamente con el tiempo. Las composiciones de crudo/gas/agua varían con el tiempo en sus proporciones relativas. Con todos estos parámetros variando con el tiempo es frecuentemente difícil detectar cambio mínimos con solo observando la data. Como se muestra en los ejemplos previos, si se efectúa la evaluación comparativa contra la FísicaTM se ve claramente lo que sucede.

 

El último punto que agregaremos a la distribución de herramienta de barras (Figura 6) es una para identificar la capacidad original de diseño.

 

Figura 6. DISEÑO ACTUAL/MODELO/CONDCIONES ORIGINALES

 

 

 

PREGUNTA CLAVE – CASO 4

Como podemos aumentar la Capacidad de la Planta de Gas a su potencial completo.

 

ANTECEDENTES

Se recibe una llamada de una de la Plantas de Gas en Europa, y éste arroja problema. Solía operara a capacidad completa, pero alguna condición ha surgido en cambio, y los operadores no pueden obtener más que el 50 % de este nivel en la planta. La Planta procesa vario billones de Pies Cúbicos Estándar por día, y a las condiciones mermadas la misma arrojara pérdidas de más de $ 1 Billón USD este año si no se corrige la situación.

 

Se construye un modelo para comparar el rendimiento actual con el teórico, y se arman las cartas de barras para los equipos dentro de la facilidad de mayor impacto. La Planta es una de refrigeración directa con estabilización de los líquidos recuperados. La planta posee antecedentes de 20 años de operación sin desajustes. Procesa la tercera parte del gas proveniente de la nación.

 

Despues de observer el modelo más los gráficos se ve claro cual pudiese ser el problema. Me traslade vía aérea desde Houston a Londres. Visité la Planta. Se evaluó la información y se lograron unos cambios de punto de control (set point) con los operadores, lo cual solventó la situación. Me trasladé a Houston el día siguiente.

 

Porque asumí la posición de visitar la Planta? A continuación se presenta una recomendación sabia de Norman Lieberman [3].

 

“Los ingenieros de servicios técnicos empleados por mis clientes, los cuales trabajan conmigo en estas labores, siempre preguntan qué técnicas especiales empleo para solventar estas situaciones nocivas. El procedimiento que aplico es el mismo que he aplicado hace diez años:

 

  1. Discutir el problema con los operadores de guardia.
  2. Personalmente recoger data del campo y cuidadosamente observar la operación de la planta.
  3. Desarrollar una teoría en cuanto a la causa del desperfecto.

 

El error que mis clientes frecuentemente cometen es que desarrollan una teoría, usualmente con simulaciones de proceso por computadora, reflejando la causa del desperfecto. La teoría subsiguientemente revisada por la gerencia más otros entes técnicos en una reunión amplia. Si no se observan desacuerdo con la teoría, es aceptada como solución al problema. Típicamente nadie presente en la reunión ha discutido el problema, o la solución con los operadores de guardia, e igual nadie ha observado la deficiencia de la planta. Finalmente, la solución destinada a la planta no es efectuar una prueba piloto para observar si ésta es consistente con el problema. Este enfoque en solventar problemas operacionales por las Empresas Petroleras principales casi siempre resulta en un desgaste importante de capital más las horas-hombre ingenieriles.”

Norman P. Lieberman [3]

 

 

Figura 7. Esquemático UNISIM de la Planta de Procesamiento de Gas

 

 

El esquemático de la Planta se observa en la Figura 7, y se observa una planta de refrigeración directa con separador de baja temperatura, y estabilizador de los líquidos. La planta debe cumplir con un punto de rocío más una especificación de una PVR, Presión de Vapor Reid. (RVP). La Figura 8 presenta la Evaluación Comparativa contra la Física en gráficos de barras para los parámetros claves de la Planta de Gas. Nótese que la PVR de 6 lpcm (42 kPam) es muy inferior el valor especificado de 12 lpcm (83 kPam) y la planta opera un 50 % de capacidad. El enfriador (chiller) está de carga completa. El compresor del tope de la estabilizadora igual se ve copado. Ambos cumplen con las especificaciones.

 

 

Figure 8

 

 

La Figura 9 presenta el esquemático de la planta con gráficos de barras para la evaluación contra la física.

 

Figure 9

 

 

De manera que, cual es su conclusión? El compresor del tope de la estabilizadora es un cuello de botella en el sistema, y se ve que los LGN están sobre estabilizados (Produciendo una PVR de 6 lpc (41 kPa) versus la especificación de 12 lpc (83 kPa). Si se reduce la temperatura del fondo de la unidad con un ajuste del punto de control (set point), se aliviará la carga del compresor de los vapores de descarga. Si sigue sobre-cargado el compresor del tope, se podría reducir la producción de los líquidos de fondo reduciendo la carga del chiller. Esto servirá para reducir la cantidad de los LGN disponibles para la estabilización, y por ende, el gas del tope. El próximo límite es la especificación del punto de rocío del gas de venta, y se tendrá que enfriar éste hasta cumplir con la especificación. De esta manera se podrá iniciar el aumento del caudal de alimentación hasta lograr las condiciones máximas de diseño.

 

 

Visitando el sitio, encontré la planta operando como fue pronosticado por UNISIM, y mostrado por las cartas de barra. El enfoque del operador fue que necesitaban siempre refrigerar el gas de entrada en lo máximo así logrando el mayor ingreso para la empresa. De manera que se aislaron en una esquina con la subsiguiente operación de la estabilizadora. Efectué varias visitas de guardia con ellos, para luego sugerir sea intentada otra modalidad de operación, así siguiendo su proceso de gerencia de cambio para lograr los cambios de punto de control Expliqué los resultados del modelo con ellos, y lo que se podría esperar efectuando cada cambio con lentitud. Jamás he tenido que efectuar un paro de planta en mis 38 años de ejercicio por cuanto uno siempre está presente para reconocer la causa y efecto de éstos cambios.

 

Uno jamás desea efectuar un cambio para luego escuchar el escape de aire de los actuadores de cierre de planta acompañados por fallas de corriente. Procediendo lentamente establece la confianza con los operadores un la operación personal así como lo que uno intenta lograr. El punto clave fue que se han cambiado dos puntos de control de temperatura dentro de los limites, y la planta retornó a su capacidad competa dentro de 8 horas. Me regresé a Houston para seguir adicionales aventuras.

 

 

Y como fue prometido al inicio del PDM…

Aumenten Producción Hoy, Rápidamente, y con cero aumento de CAPEX

 

Antes de finalizar con su lectura de este artículo, le pido por favor como aplicar los conceptos presentados, y TOMAR ACCION en su trabajo hoy mismo. Este tipo de ejercicio es de placer y excitante…se traduce directamente a la ganancia de su empresa. Proceda, guarde seguridad, y tenga un gran día!!

 

En el próximo PDM presentaré otras instancias para identificar oportunidades dentro de sus activos.

 

Para informarse adicionalmente sobre casos similares y como minimizer su problemas operacionales, sugerimos su asistencia a nustras sesiones técnicas G4 (Gas Conditioning and Processing), G5 (Advanced Applications in Gas Processing), PF3 (Concept Selection and Specification of Production Facilities in Field Development Projects), y PF49 (Troubleshooting Oil & Gas Processing Facilities).

 

By: James F Langer, P.E.

Traducido al Español por: Dr. Frank E. Ashford

 

Reference:

  1. UNISIM Design R433, Honeywell International Inc., Calgary, Alberta, Canada, 2016
  2. Gas Processors Suppliers Association; “ENGINEERING DATA BOOK” 13th Edition; Tulsa, Oklahoma, USA, 2012.
  3. Norman P Lieberman, N P, “Troubleshooting Process Operations,” 4th Ed., PennWell, Tulsa, Oklahoma, 2009