›

Đồ án Thiết kế nhà máy chế biến khí với nguồn nguyên liệu từ mỏ Sư Tử Trắng và các mỏ khí khác từ đường ống Nam Côn Sơn 2 về bờ

pdf 151 trang thiennha21 22/04/2022 2110
Download
Bạn đang xem 20 trang mẫu của tài liệu "Đồ án Thiết kế nhà máy chế biến khí với nguồn nguyên liệu từ mỏ Sư Tử Trắng và các mỏ khí khác từ đường ống Nam Côn Sơn 2 về bờ", để tải tài liệu gốc về máy bạn click vào nút DOWNLOAD ở trên

Tài liệu đính kèm:

  • pdfdo_an_thiet_ke_nha_may_che_bien_khi_voi_nguon_nguyen_lieu_tu.pdf

Nội dung text: Đồ án Thiết kế nhà máy chế biến khí với nguồn nguyên liệu từ mỏ Sư Tử Trắng và các mỏ khí khác từ đường ống Nam Côn Sơn 2 về bờ

  1. BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÀ RỊA-VŨNG TÀU ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP THIẾT KẾ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VỚI NGUỒN NHIÊN LIỆU MỎ SƯ TỬ TRẮNG VÀ CÁC MỎ KHÍ KHÁC TỪ ĐƯỜNG ỐNG NAM CÔN SƠN 2 VỀ BỜ Trình độ đào tạo : Đại học Ngành : Công nghệ kỹ thuật hóa học Chuyên ngành : Hóa dầu Giảng viên hướng dẫn : Th.S Mai Xuân Ba Sinh viên thực hiện : Hoàng Văn Lãnh MSSV: 13030769 Lớp: DH13HD Bà Rịa-Vũng Tàu, năm 2017
  2. LỜI CAM ĐOAN Tôi xin cam đoan mọi điều trong đồ án tốt nghiệp là do tôi viết. Mọi số liệu trong đồ án tốt nghiệp đều được trích dẫn một cách trung thực từ các nguồn tin cậy. 1
  3. LỜI CẢM ƠN Trong quá trình thực hiện đồ án, tôi xin chân thành cảm ơn Thạc sĩ Mai Xuân Ba đã tận tình giúp đỡ tôi hoàn thành đồ án tốt nghiệp. Cảm ơn quý thầy cô trong bộ môn Lọc – Hóa dầu đã giúp đỡ tôi đã có những kiến thức cơ bản cần thiết để thực hiện đồ án này. Vũng Tàu, tháng 7 năm 2017 Sinh viên thực hiện Hoàng Văn Lãnh 2
  4. MỤC LỤC MỤC LỤC i DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT ii DANH MỤC BẢNG iii DANH MỤC SƠ ĐỒ, ĐỒ THỊ iv LỜI MỞ ĐẦU v Chương 1: TỔNG QUAN VỀ NGUỒN CUNG VÀ NHU CẦU KHÍ VIỆT NAM 1.1. Tình hình ngành công nghiệp khí Việt Nam 1.2. Khả năng khai thác khí của Việt Nam 1.2.1. Bể Cửu Long 1.2.3. Bể Nam Côn Sơn 1.2.3. Bể Malay – Thổ Chu Chương 2: CÁC PHƯƠNG PHÁP CHẾ BIẾN KHÍ 2.1. Các phương pháp chế biến khí 2.1. Ngưng tụ khí nhiệt độ thấp 2.1.1. Sơ đồ ngưng tụ khí nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh ngoài 2.1.2. Sơ đồ ngưng tụ khí nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh trong 2.1.3. Sơ đồ ngưng tụ khí nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh tổ hợp 2.2. Hấp thụ khí 2.2.1. Nguyên tắc và sơ đồ lí thuyết hấp thụ khí 2.3. Chưng cất ở nhiệt độ thấp Chương 3: ĐÁNH GIÁ LỰA CHỌN CÔNG NGHỆ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ TỪ ĐƯỜNG ỐNG NAM CÔN SƠN 2 3.1. Mục tiêu của Nhà máy Chế biến khí Nam Côn Sơn 2 3.2. Các công nghệ chế biến khí hiện nay trên thế giới 3.2.1. Công nghệ thu hồi Sales Gas, LPG của NOVA Tech 3.2.2. Công nghệ AET NGL Recovery của hãng Advanced Extraction Technology i
  5. 3.2.3. Công nghệ thu hồi LPG của hãng Black & Veatch Prichard 3.2.4. Công nghệ loại bỏ CO2 LRS 10 của GL Noble Denton 3.2.5. Công nghệ thu hồi Ethane, LPG của Orloff 3.3. Biện luận lựa chọn công nghệ phù hợp Chương 4: THIẾT KẾ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ 4.1. Xây dựng sơ đồ khối của nhà máy 4.2. Lựa chọn các thiết bị chính trong nhà máy 4.2.1. Cụm Seperation Unit 4.2.2. Cụm Stabilizer Unit 4.2.3. Cụm Acid Gas Cleaning Unit 4.2.4. Cụm Dehydration Unit 4.2.5. Cụm ColdBox Unit 4.2.6. Cụm LPG Unit Chương 5: THIẾT KẾ MÔ PHỎNG XÁC ĐỊNH QUY MÔ CÔNG SUẤT VÀ TÍNH TOÁN HIỆU QUẢ KINH TẾ 5.1. Mục tiêu mô phỏng 5.2. Thông số khí nguyên liệu đầu vào 5.3. Tiêu chuẩn ASTM 5.3.1. Tiêu chuẩn khí khô thương phẩm 5.3.2. Tiêu chuẩn Ethane thương phẩm 5.3.3. Tiêu chuẩn LPG thương phẩm 5.3.4. Tiêu chuẩn Condensate thương phẩm 5.4. Mô phỏng 5.4.1. Thực hiện mô phỏng 5.4.2. Kết quả thu được 5.5. Cách tính doanh thu sản phẩm của nhà máy 5.6. Tổng vốn đầu tư cho từng phương án 5.7. Hiệu quả kinh tế KẾT LUẬN ii
  6. TÀI LIỆU THAM KHẢO Phụ lục A – Sản lượng hàng năm Phụ lục B – Doanh thu hàng năm Phụ lục C – Tổng vốn đầu tư cho ba phương án Phụ lục D – Phân tích tài chính Phụ lục E – Đơn giá khí và sản phẩm hàng năm Phụ lục F – Thông số mô phỏng iii
  7. DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT DO – Dầu Điesen FO – Dầu mazut, dầu nhiên liệu LNG – Khí thiên nhiên hóa lỏng LPG – Khí dầu mỏ hóa lỏng GSP – Gas Subcooled Process MDEA – Methyl Diethanol Amine DEA – Diethanol Amine DGA – Diglycol Amine DIPA - Diisopropanol Amine DEG – Diethylene Glycol SCORE – Single Column Overhead REcycle TEG – Triethylene Glycol TREG – Tetraethylene Glycol IRR – Internal Rate of Return NPV – Net Present Value PR – Peng-Robinson RK – Redlich-Kwong SRK – Soave modification of Redlich – Kwong iv
  8. DANH MỤC BẢNG Bảng 1.1. Trữ lượng thu hồi các mỏ Bể Cửu Long giai đoạn 2019-2035 Trang Bảng 1.2. Trữ lượng thu hồi các mỏ bể Nam Côn Sơn giai đoạn 2019-2035 Trang Bảng 1.3. Trữ lượng cấp 2P bao gồm 8% khí trơ Trang Bảng 1.4. Trữ lượng cấp 2P hydrocacbon Trang Bảng 3.1. Thành phần khí nguyên liệu theo dự báo Trang Bảng 4.1. Ưu, nhược điểm của ba dung môi glycol Trang Bảng 5.1. Thành phần dòng nguyên liệu Trang Bảng 5.2. Sản lượng khí hằng năm theo dự báo Trang Bảng 5.3. Tiêu chuẩn khí khô thương phẩm Trang Bảng 5.4. Tiêu chuẩn Ethane thương phẩm Trang Bảng 5.5. Tiêu chuẩn LPG thương phẩm Trang Bảng 5.6. Tiêu chuẩn Condensate thương phẩm Trang Bảng 5.7. So sánh giới hạn của phương trình trạng thái PR và SRK Trang Bảng 5.8. Thông số nguyên liệu và sản phẩm trường hợp công suất 10 triệu m3/d Trang Bảng 5.9. Thông số nguyên liệu và sản phẩm trường hợp công suất 7 triệu m3/d Trang Bảng 5.10. Thông số nguyên liệu và sản phẩm trường hợp công suất 5.7 triệu m3/d Trang Bảng 5.11. Tổng vốn đầu tư cho ba phương án công suất Trang Bảng 5.12. Thời gian hoàn vốn Trang v
  9. DANH MỤC HÌNH ẢNH, ĐỒ THỊ Hình 1.1. Sản lượng cung cấp khí bể Cửu Long giai đoạn 2019-2035 Trang Hình 2.1. Giản đồ P-T hệ đa cấu tử khí Trang Hình 2.2. Sơ đồ ngưng tụ một bậc ở nhiệt độ thấp Trang Hình 2.3. Sơ đồ cụm thiết bị chính của chu trình làm lạnh trong Trang Hình 2.4. Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp một bậc dùng chu trình làm lạnh tổ hợp Trang Hình 2.5 Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp hai bậc sử dụng chu trình làm lạnh tổ hợp Trang Hình 2.6. Sơ đồ lý thuyết của phương pháp hấp thụ Trang Hình 2.7. Tháp chưng cất – bay hơi Trang Hình 2.8. Tháp ngưng tụ - bay hơi Trang Hình 3.1. Công nghệ thu hồi Sales Gas của NOVA Tech Trang Hình 3.2. Công nghệ thu hồi C2, C3, NGL của AET Trang Hình 3.3. Công nghệ thu hồi LPG của Black & Veatch Prichard Trang Hình 3.4. Công nghệ loại bỏ CO2 LRS 10 của Noble Denton Trang Hình 4.1. Sơ đồ khối của nhà máy Trang Hình 4.2. Thiết bị tách dạng Vessel Trang Hình 4.3. Thiết bị tách dạng Harp Type Trang Hình 4.4. Thiết bị tách dạng Double Barrel Trang Hình 4.5. Sơ đồ hấp thụ hóa học bằng MEAmine Trang Hình 4.6. Sơ đồ loại bỏ nước bằng phương pháp hấp thụ bằng dung môi glycol Trang Hình 4.7. Sơ đồ khối cụm ColdBox Unit Trang Hình 4.8. Sơ đồ khối cụm LPG Unit Trang Hình 5.1. Sơ đồ mô phỏng tổng của nhà máy Trang Hình 5.2. Sơ đồ mô phỏng cụm Seperation Unit Trang Hình 5.3. Sơ đồ mô phỏng cụm Stabilizer Unit Trang Hình 5.4. Sơ đồ mô phỏng cụm Acid Gas Cleaning Unit Trang vi
  10. Hình 5.5. Sơ đồ mô phỏng cụm Dehydration Unit Trang Hình 5.6. Sơ đồ mô phỏng cụm ColdBox Unit Trang Hình 5.7. Sơ đồ mô phỏng cụm LPG Unit Trang Đồ thị 5.1. Chỉ số IRR của ba phương án công suất Trang Đồ thị 5.2. Chỉ số NPV của ba phương án công suất Trang Đồ thị 5.3. Chỉ số IRR và NPV của ba phương án công suất Trang vii
  11. LỜI MỞ ĐẦU Ngày nay, với sự phát triển của nhiều ngành công nghiệp, các sản phẩm chế biến từ khí thiên nhiên ngày càng được tận dụng triệt để do có độ tinh khiết cao, giá thành rẻ hơn nhiều so với tổng hợp từ các chất vô cơ. Ứng dụng phổ biến nhất có thể kể đến như: Khí khô thương phẩm được sử dụng làm nhiên liệu trong các nhà máy điện, làm nguyên liệu cho các nhà máy phân đạm, chế biến hóa dầu (polypropylene, polyetylene, methanol, ) và cung cấp cho các khách hàng công nghiệp khác. Ethane được ứng dụng trong việc sản xuất nhựa tổng hợp, oxit etylene, chất hoạt động bề mặt và nhiều sản phẩm, bán sản phẩm khác, Khí hóa lỏng LPG là nguồn nhiên liệu quan trọng trong các nhà máy điện, hộ công nghiệp, khu đô thị Condensate có thành phần tương tự phân đoạn nhẹ trong dầu thô được sử dụng để sản xuất ra xăng, dầu hỏa (KO), diesel (DO), fuel oil (FO) hoặc làm dung môi công nghiệp. Ngoài ra còn có thể làm nguyên liệu cho quá trình chế biến hóa dầu, sản xuất Olefin, BTX, Với việc hoàn thành chỉ tiêu khai thác gần 10 tỷ m3 khí trong năm 2016 và đón nhận dòng khí đầu tiên từ mỏ Sư Tử Trắng trong giai đoạn 1, PVN đã đặt mục tiêu lớn trong năm 2017. Sản lượng khai thác này dự kiến vẫn được duy trì trong các năm tới và dự kiến sẽ tăng cao hơn nữa trong năm 2020-2021 khi các dự án khí mới bổ sung như đường ống Nam Côn Sơn 2 giai đoạn 2, dự án đường ống khí Lô B – Ô Môn, dự án Cá Voi Xanh đi vào hoạt động. Theo qui hoạch phát triển ngành công nghiệp khí Việt Nam giai đoạn 2015 – 2025 và tầm nhìn đến 2035 đã được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt, thì một trong những hướng chính để gia tăng giá trị sử dụng của nguồn khí là thực hiện chế biến sâu để tách các sản phẩm Etan, LPG, Condensate. Tuy nhiên thực tế hiện nay tỷ trọng nguồn khí được chế biến sâu chiếm tỷ lệ tương đối nhỏ do mới chỉ có Nhà máy Xử lý Khí Dinh Cố có thể tách được sản phẩm LPG và Condensate với công suất xử lý tối đa khoảng 1.5 ÷ 2.0 tỷ m3/năm, tương đương với 20% sản lượng khí khai thác (10 tỷ 1
  12. m3/năm theo số liệu khai thác 2016), dự kiến vào Quý III/2017 Nhà máy Chế biến Khí Cà Mau với công suất thiết kế 2.0 tỷ m3/năm đi vào hoạt động sẽ nâng tổng công suất khí được đưa qua chế biến sâu để thu hồi LPG và Condensate lên 4.0 Tỷ m3/năm, tương đương với khoảng 40% sản lượng khí khai thác. Hơn nữa hiện tại trong các nguồn khí của Việt Nam chứa rất nhiều Etan (từ 4-12% mol.) có giá trị kinh tế cao để cung cấp cho các dự án lọc hóa dầu vẫn chưa được chế biến sâu mà chỉ sử dụng làm khí nhiên liệu cho các nhà máy điện. Do vậy việc xem xét đầu tư thêm nhà máy chế biến khí bao gồm cả việc tách Etan để cung cấp cho hóa dầu từ nguồn khí Sư Tử Trắng, Thiên Ưng, Đại Hùng, Sao Vàng, Đai Nguyệt của dự án đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2 giai đoạn 2 là nhu cầu cấp thiết nhằm mục tiêu gia tăng giá trị và sử dụng hiệu quả nguồn nguyên liệu khí đầu vào của Việt Nam. Mục tiêu đầu tư Nhà máy phải đảm bảo được tiến độ của dự án đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2 giai đoạn 2 như nêu trên vào năm 2019 Xuất phát từ những yêu cầu thực tế như vậy, được sự đồng ý của Trường Đại học Bà Rịa – Vũng Tàu, tôi chọn đề tài “Thiết kế nhà máy chế biến khí với nguồn nguyên liệu từ mỏ Sư Tử Trắng và các mỏ khí khác từ đường ống Nam Côn Sơn 2 về bờ” dưới sự hướng dẫn của Thạc sĩ Mai Xuân Ba. Nội dung của đồ án gồm có các phần sau: + Tổng quan về ngành công nghiệp công khí Việt Nam. + Các phương pháp chế biến khí tự nhiên và khí đồng hành. + Tìm hiểu công nghệ hiện nay trên thế giới, đánh giá để lựa chọn công nghệ tối ưu để thu hồi tối đa sản phẩm có giá trị với hiệu suất thu hồi Etan tối thiểu đạt 80%, LPG 96% từ nguồn khí qua đường ống Nam Côn Sơn 2. + Ứng dụng của phần mềm Aspen HYSYS trong bộ phần mềm AspenONE vào việc mô phỏng, tính toán các thiết bị dầu khí để từ đó đánh giá lựa chọn qui mô công suất và cấu hình thiết bị của nhà máy chế biến Khí. + Xây dựng mô hình mô phỏng nhà máy trên công nghệ lựa chọn và tính toán các chỉ tiêu về mặt kinh tế. 2
  13. Chương 1 TỔNG QUAN VỀ NGUỒN CUNG VÀ NHU CẦU KHÍ VIỆT NAM 1.1. Tình hình ngành công nghiệp khí Việt Nam: Chính phủ vừa công bố Quyết định số 60/QĐ-TTg về việc Phê duyệt Quy hoạch phát triển ngành công nghiệp Khí Việt Nam đến năm 2025, định hướng đến năm 2035. Quyết định này đã mở ra năm 2017 khẩn trương và nhiều trọng trách đối với toàn ngành Công thương mà đặc biệt là Tập đoàn Dầu khí Việt Nam, trong đó có PV GAS. Quan điểm phát triển của Quy hoạch nhằm thực hiện các mục tiêu về lĩnh vực công nghiệp Khí trong Chiến lược phát triển ngành Dầu khí Việt Nam đến năm 2025 và định hướng đến năm 2035 đã được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt. Phát triển ngành công nghiệp khí Việt Nam sẽ gắn liền với chiến lược và quy hoạch phát triển điện lực quốc gia, nhằm sử dụng hiệu quả nguồn nhiên liệu sạch, góp phần bảo đảm an ninh năng lượng quốc gia, giảm phát thải khí nhà kính. Việc phát triển đồng bộ, hiệu quả ngành công nghiệp Khí được liên kết với phát huy các nguồn lực trong nước và đẩy mạnh hợp tác quốc tế; trên nguyên tắc sử dụng tiết kiệm, hiệu quả, hợp lý nguồn tài nguyên trong nước; triển khai nhập khẩu khí thiên nhiên hóa lỏng (LNG) song song với việc thu gom các nguồn khí mới trong nước để bổ sung cho các nguồn khí đang suy giảm, duy trì khả năng cung cấp khí cho các hộ tiêu thụ. Đặc biệt, cần tiếp tục hoàn thiện hệ thống cơ sở hạ tầng thu gom, vận chuyển, xử lý khí trên nguyên tắc sử dụng tối đa công suất hệ thống hạ tầng hiện hữu, từng bước xây dựng và hoàn thiện cơ sở hạ tầng hệ thống kho chứa, nhập khẩu, phân phối LNG; Đẩy mạnh đầu tư chế biến sâu khí thiên nhiên, đa dạng hóa sản phẩm nhằm nâng cao giá trị sử dụng của khí và hiệu quả của sản phẩm khí trong nền kinh tế. Nền công nghiệp Khí Việt Nam sẽ được tập trung đầu tư để hoàn chỉnh, đồng bộ tất cả các khâu, từ khai thác - thu gom - vận chuyển - chế biến - dự trữ - phân phối khí và xuất nhập khẩu sản phẩm khí; đảm bảo thu gom 100% sản lượng khí của các lô/mỏ mà PVN và các nhà thầu dầu khí khai thác tại Việt Nam. Phấn đấu sản lượng khai thác khí cả nước giai đoạn 2016 - 2035 như sau: Giai đoạn 2016 - 2020: Sản lượng khai thác khí đạt 10 - 11 tỷ m3/năm; 3
  14. Giai đoạn 2021 - 2025: Sản lượng khai thác khí đạt 13 - 19 tỷ m3/năm; Giai đoạn 2026 - 2035: Sản lượng khai thác khí đạt 17 - 21 tỷ m3/năm. Về nhập khẩu, phân phối LNG, Chính phủ chỉ đạo nghiên cứu, tìm kiếm thị trường và đẩy nhanh việc xây dựng hệ thống cơ sở hạ tầng kho cảng để sẵn sàng tiếp nhận, nhập khẩu LNG với mục tiêu cho từng giai đoạn như sau: Giai đoạn 2021 - 2025 đạt 1 - 4 tỷ m3/năm; Giai đoạn 2026 - 2035 đạt 6 - 10 tỷ m3/năm. Về phát triển thị trường tiêu thụ khí, nước ta sẽ tiếp tục phát triển thị trường điện là thị trường trọng tâm tiêu thụ khí (bao gồm LNG nhập khẩu) với tỷ trọng khoảng 70 - 80% tổng sản lượng khí, đáp ứng nguồn nhiên liệu khí đầu vào để sản xuất điện. Ngoài ra, Việt Nam cũng định hướng phát triển lĩnh vực hóa dầu từ khí, tăng cường đầu tư chế biến sâu khí thiên nhiên để nâng cao giá trị gia tăng sản phẩm khí, tạo ra các nguyên, nhiên, vật liệu để phục vụ phát triển sản xuất công nghiệp trong nước, hướng tới xuất khẩu, giảm tỷ trọng nhập siêu. Tiếp tục duy trì và mở rộng hệ thống phân phối khí cho các hộ tiêu thụ công nghiệp, giao thông vận tải, sinh hoạt đô thị nhằm mục đích bảo vệ môi trường và nâng cao giá trị sử dụng của khí. Phát triển đồng bộ hệ thống phân phối khí thấp áp và hệ thống phân phối khí nén thiên nhiên (CNG) làm tiền đề để phát triển hệ thống phân phối khí cung cấp cho giao thông vận tải. Phấn đấu phát triển thị trường khí với quy mô: Giai đoạn 2016 - 2020 đạt 11 - 15 tỷ m3/năm. Giai đoạn 2021 - 2025 đạt 13 - 27 tỷ m3/năm. Giai đoạn 2026 - 2035 đạt 23 - 31 tỷ m3/năm. Để hoàn thiện cơ sở hạ tầng tồn trữ, kinh doanh, phân phối khí dầu mỏ hóa lỏng (LPG), cần mở rộng công suất các kho LPG hiện hữu kết hợp với xây dựng các kho LPG mới để đáp ứng nhu cầu tiêu thụ trong nước với quy mô khoảng 3,5 - 4,0 triệu tấn/năm vào năm 2025 và đạt quy mô khoảng 4,5 - 5,0 triệu tấn/năm vào năm 2035, bảo đảm đáp ứng yêu cầu dự trữ tối thiểu đạt hơn 15 ngày cung cấp. Phấn đấu đáp ứng 70% thị phần LPG toàn quốc. 4
  15. Đối với khu vực Bắc Bộ, định hướng phát triển của Quy hoạch sẽ nghiên cứu các giải pháp, đẩy mạnh việc thu gom khí từ các mỏ nhỏ, nằm phân tán trong khu vực nhằm tăng cường khả năng cung cấp khí cho các hộ tiêu thụ công nghiệp khu vực Bắc Bộ, từng bước nghiên cứu, triển khai xây dựng cơ sở hạ tầng nhập khẩu LNG để duy trì khả năng cung cấp khí cho các hộ tiêu thụ công nghiệp khí nguồn khí khu vực Bắc Bộ suy giảm, phát triển các nhà máy điện sử dụng LNG theo Quy hoạch điện lực quốc gia đã được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt. Đối với khu vực Trung Bộ, sẽ tích cực đẩy mạnh phát triển và hoàn thiện hệ thống cơ sở hạ tầng thu gom, vận chuyển, xử lý khí từ mỏ khí Cá voi xanh để cung cấp cho các nhà máy điện sử dụng khí thuộc khu vực Trung Bộ theo Quy hoạch điện lực quốc gia đã được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt. Phát triển công nghiệp hóa dầu sử dụng khí từ mỏ khí Cá voi xanh sau khi đã đáp ứng đủ nhu cầu khí cho các nhà máy điện. Phát triển hệ thống phân phối khí thấp áp, sản xuất CNG/LNG quy mô nhỏ cấp cho các hộ tiêu thụ công nghiệp trong khu vực. Từng bước nghiên cứu, xây dựng hệ thống cơ sở hạ tầng nhập khẩu, phân phối LNG khi nguồn khí trong khu vực suy giảm và trong trường hợp xuất hiện thêm các hộ tiêu thụ mới. Đối với khu vực Đông Nam Bộ, hoàn thiện hệ thống cơ sở hạ tầng thu gom, vận chuyển các mỏ khí tiềm năng nhằm duy trì nguồn khí cung cấp cho các hộ tiêu thụ hiện hữu, đẩy mạnh công tác tìm kiếm thăm dò, phát triển mỏ để đảm bảo duy trì đáp ứng nhu cầu tiêu thụ khí trong khu vực. Triển khai xây dựng hệ thống kho, cảng nhập khẩu LNG để bổ sung cho nguồn khí trong nước suy giảm và cung cấp cho các nhà máy điện theo Quy hoạch điện lực quốc gia đã được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt. Đối với khu vực Tây Nam Bộ, cần hoàn thiện hệ thống cơ sở hạ tầng thu gom, vận chuyển khí từ Lô B & 48/95, 52/97 và các mỏ nhỏ khu vực Tây Nam (Khánh Mỹ, Đầm Dơi, Nam Du, U Minh, ) để cung cấp cho các Trung tâm điện lực mới theo Quy hoạch điện lực quốc gia được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt; bổ sung cho các hộ tiêu thụ hiện hữu khu vực Tây Nam Bộ. Xây dựng cơ sở hạ tầng nhập khẩu LNG để duy trì khả năng cung cấp cho các hộ tiêu thụ, phát triển các nhà máy điện sử dụng LNG mới. 5
  16. Việc quy hoạch ngành còn xác định xây dựng hệ thống cơ chế chính sách để từng bước chuyển đổi mô hình quản lý ngành công nghiệp khí Việt Nam, cơ chế kinh doanh khí theo hướng thị trường khí tự do, hội nhập với thị trường khí trong khu vực, thế giới. Việc thát triển thị trường tiêu thụ khí sẽ được định hướng theo cơ chế thị trường có sự điều tiết của Nhà nước, khuyến khích các nhà thầu, nhà đầu tư nước ngoài tham gia đầu tư vào chuỗi giá trị khí từ khâu thượng nguồn, trung nguồn đến hạ nguồn góp phần đảm bảo an ninh năng lượng dài hạn cho đất nước và thực hiện chính sách phát triển bền vững. Thủ tướng đã giao Bộ Công thương chỉ đạo triển khai thực hiện Quy hoạch tổng thể phát triển ngành công nghiệp khí Việt Nam giai đoạn đến năm 2025, định hướng đến năm 2035, trước mắt cần tập trung triển khai có hiệu quả các dự án đầu tư trong giai đoạn đến năm 2025 được nêu trong Quy hoạch; Chủ trì, phối hợp với các bộ, ngành liên quan rà soát các văn bản quy phạm pháp luật về dầu khí để có đề xuất với Chính phủ các nội dung sửa đổi phù hợp, tạo điều kiện thuận lợi cho ngành công nghiệp khí Việt Nam phát triển. 1.2. Khả năng khai thác khí của Việt Nam: 1.2.1. Bể Cửu Long: Bể Cửu Long bao gồm trũng Cửu Long (phần đất liền) và phần thềm lục địa Đông – Nam Việt Nam. Các hoạt động thăm dò – khai thác ở đây cho đến nay đã khẳng định tiềm năng chủ yếu của bể Cửu Long là dầu và khí đồng hành. Cơ cấu trữ lượng của Bể Cửu Long chủ yếu là trữ lượng cấp P1 và P2. Trữ lượng P4+P5, tiềm năng không nhiều và phần lớn là các mỏ/cấu tạo nhỏ. Vì vậy khả năng gia tăng sản lượng khí từ khu vực Bể Cửu Long trong tương lai sẽ rất khó khăn và hạn chế. Khả năng cung cấp khí của các mỏ đang khai thác, đang phát triển và chuẩn bị đưa vào phát triển giai đoạn 2019-2035 khoảng 29,06 tỷ m3 khí. Việc bổ sung thêm các mỏ, các cấu tạo tiềm năng như Hà Mã Xám, Dơi Nâu, cấu tạo tiềm năng thuộc lô 09- 1, lô 15-1 sẽ gia tăng sản lượng khí cộng dồn giai đoạn 2019-2035 lên khoảng 37,15 tỷ m3 khí. 6
  17. Tổng trữ lượng khai thác của các mỏ giai đoạn 2019-2035 của các mỏ đang khai thác, chuẩn bị phát triển, các mỏ chưa có kế hoạch phát triển và các cấu tạo tiềm năng của Bể Cửu Long được thể hiện chi tiết ở bảng sau: Bảng 1.1. Trữ lượng khí thu hồi các mỏ ở bể Cửu Long giai đoạn 2019 – 2035 Trữ lượng khai thác giai đoạn Mỏ Lô Tên Mỏ 2019-2035 (Tỷ m3/năm) Bạch Hổ-Rồng- 09-1 & 09-3 Đồi Mồi, Thỏ 3.85 Trắng, Gấu Trắng 15-1 STD/ STV/ STN -0.48 Sư Tử Trắng 22.95 Các mỏ đang Rạng Đông- 0.25 khai thác & Các 15-2 Phương Đông mỏ chuẩn bị phát triển (P1+P2, 16-1 Tê Giác Trắng 0.04 50% P3) 09-2 Cá Ngừ Vàng 0.18 Hải Sư Đen/ Hải 15-2/01 0.28 Sư Trắng 09-2/09 Kình Ngư Trắng 1.99 16-1 Tê Giác Trắng 0.04 Tổng cộng P1 + P2, 50%P3 29.06 Các mỏ chưa có 16-2 Hà Mã Xám 1.3 kế hoạch đưa vào 16-2 Dơi Nâu 1.16 phát triển & Các cấu tạo tiềm năng 15-1 POS 3.65 (P4 + P5 & POS) 09-1 POS 1.98 Tổng cộng P4 + P5 & POS 8.09 Tổng cộng 37.15 7
  18. Hình 1.1. Sản lượng cung cấp khí của bể Cửu Long giai đoạn 2019-2035 1.2.2. Bể Nam Côn Sơn: Bể Nam Côn Sơn nằm phía Đông - Đông Nam Bể Cửu Long với diện tích khoảng 60.000 km2 bao phủ bởi 21 Lô và là vùng có nhiều giếng khoan thăm dò nhất (trên 60 giếng). Nguồn khí thuộc Bể Nam Côn Sơn chủ yếu là khí tự nhiên. Công tác tìm kiếm thăm dò ở Bể này đã phát hiện được nhiều mỏ khí tự nhiên khá lớn như Lan Tây, Lan Đỏ, Hải Thạch, Rồng Đôi, Rồng Đôi Tây, Mộc Tinh và các mỏ dầu như Đại Hùng, Chim Sáo, Dừa, mỏ dầu và khí Cá Rồng Đỏ, Khả năng cung cấp khí của các mỏ đang khai thác, đang phát triển và chuẩn bị đưa vào phát triển giai đoạn 2019-2035 khoảng 68.64 tỷ m3 khí. Việc bổ sung thêm các mỏ, các cấu tạo tiềm năng bể Nam Côn Sơn gồm Rồng Vĩ Đại, 12-C, Thiên Nga, Cá Kiếm Đen & Cá Kiếm Xanh, Phong Lan Dại Deep, Cobia, Cá Kiếm Nâu sẽ gia tăng sản lượng khí cộng dồn lên khoảng 147.94 tỷ m3 khí. Tổng trữ lượng khai thác của các mỏ giai đoạn 2019-2035 của các mỏ đang khai thác, chuẩn bị phát triển, các mỏ chưa có kế hoạch phát triển và các cấu tạo tiềm năng của bể Nam Côn Sơn được trình bày chi tiết ở bảng 1.2: 8
  19. Bảng 1.2. Sản lượng cung cấp khí của bể Nam Côn Sơn Trữ lượng khai thác giai đoạn Mỏ Lô Tên mỏ 2019 – 2035 (Tỷ m3/năm) 06-1 Lan Tây/ Lan Đỏ 8.38 06-1 PLD 1P & LD 3P 6.53 11-2 Rồng Đôi/ RĐT 2.76 Các mỏ đang 12w Chim Sáo + Dừa 0.61 khai thác & Các 07/3 Cá Rồng Đỏ 4.62 mỏ chuẩn bị phát 05-2 & 3 HT/ MT 20.30 triển (P1+P2, 04-3 Thiên Ưng 5.09 50% P3) 05-1a Đại Hùng 2.31 05-1bc Đại Nguyệt 6.57 05-1bc Sao Vàng 11.48 Tổng cộng P1 + P2, 50%P3 68.64 11-2 Rồng Vĩ Đại 1.09 12E 12-C 1.89 12W Thiên Nga 3.89 CKD & CKX 136/03 8.41 (risked) 04-2POS 1.0 Các mỏ chưa có 04-3POS 2.95 kế hoạch đưa vào 05-1bc POS 2.4 phát triển & Các 05-2 & 05-3 POS 1.9 cấu tạo tiềm năng Phong Lan Dại 06-1 POS 16.36 (P4 + P5 & POS) Deep 11-2 (KNOCK) 1.05 POS 130 POS 3.4 07/3POS Cobia 13.75 136/03 CKN (Risked VN) 14.6 136/03 Tiềm Năng 6.4 Tổng cộng P4 + P5 & POS 79.30 Tổng cộng 147.94 Bảng 1.2. Sản lượng cung cấp khí của bể Nam Côn Sơn 1.2.3. Bể Malay – Thổ Chu: Bể trầm tích MaLay - Thổ Chu nằm ở phía Tây Nam thềm lục địa Việt Nam trong Vịnh Thái Lan, có ranh giới tiếp giáp Campuchia, Malaysia và Thái Lan. Bể có diện 9
  20. tích khoảng 400.000 km2. Thái Lan và Malaysia đã tiến hành thăm dò dầu khí tại khu vực biển của mình từ đầu những năm 70 và thu được kết quả rất khả quan. Phía Việt Nam, công tác tìm kiếm thăm dò dầu khí được bắt đầu từ những năm đầu của thập kỷ 90 và cũng đạt được nhiều kết quả rất đáng kể. Hơn 63% các giếng thăm dò đã phát hiện thấy dầu, khí và đến nay đã ký hợp đồng phân chia sản phẩm (PSC) ở các Lô có tiềm năng như PM3-CAA; Lô B, 48/95, 52/97; 46-Cái Nước; 46/02, 50,51. Các nguồn khí thuộc Lô này chủ yếu là khí tự nhiên, có hàm lượng CO2 cao. Trữ lượng khí ở bể Malay – Thổ Chu được trình bày như sau: Trữ lượng cấp 2P các mỏ thuộc PM3-CAA, 46-Cái Nước (phần thuộc Việt Nam) và Hoa Mai, lô 46/02, trữ lượng cấp 2P của PM3-CAA là lượng có khả năng khai thác của phía Việt Nam bao gồm 8% khí trơ được minh họa trong bảng 1.3 Bảng 1.3. Trữ lượng cấp khí 2P Trữ lượng khí tại Trữ lượng khí thu Tên mỏ, lô chỗ (cấp 2P) hồi (cấp 2P) PM3-CAA 81.10 26.17 Phần lấy bù - 4.80 46-Cái Nước 6.05 1.27 Hoa Mai 2.62 1.84 46/02 7.50 Tổng 97.27 34.08 Trữ lượng Hydrocarbon (không tính N2, CO2) của lô B, 48/95 và 52/97 như sau: Bảng 1.4. Trữ lượng Hydrocacbon không tính N2, CO2 Trữ lượng HC tại chỗ (P50) Trữ lượng HC thu hồi (P50) Xác Có khả Xác Cấp trữ Có thể Có khả minh năng P1+P2+P3 minh 2P=P1+P2 lượng (P3) năng (P2) (P1) (P2) (P1) Mỏ Kim 23.00 25.00 31.00 79.00 15.80 17.30 33.10 Long Mỏ Ác Quỷ 18.00 32.00 33.00 83.00 12.60 22.20 34.80 Mỏ Cá Voi 13.00 18.00 20.00 51.00 9.10 12.70 21.80 Tổng 54.00 75.00 84.00 213.00 37.50 52.20 89.70 10
  21. Như vậy có thể nhận thấy, tiềm năng khí ở khu vực bể Malay-Thổ Chu là rất lớn, trữ lượng tại chỗ của các mỏ lớn gấp 2-3 lần trữ lượng có khả năng thu hồi, cùng với việc công nghệ khai thác dầu khí ngày một phát triển, trình độ quản lý ngày một tăng, việc thăm dò khai thác trong khu vực vẫn đang được tiếp tục thúc đẩy thì tiềm năng gia tăng sản lượng khí của khu vực hi vọng sẽ được tiếp tục gia tăng. 11
  22. Chương 2 CÁC PHƯƠNG PHÁP CHẾ BIẾN KHÍ [1] 2.1. Các phương pháp chế biến khí: 2.1.1. Ngưng tụ khí nhiệt độ thấp: Quá trình ngưng tụ khí có thể coi là quá trình làm đẳng áp (nếu bỏ qua một vài tổn thất áp suất khi khí di chuyển trong đường và các thiết bị công nghệ) cho tới nhiệt độ tương ứng với áp suất đó sẽ xuất hiện pha lỏng. Khí đồng hành và khí thiên nhiên là hỗn hợp nhiều cấu tử, do đó quá trình chuyển pha và các vùng tới hạn của chúng khác nhiều so với các quá trình tương ứng của cấu tử khí tinh khiết. Đối với cấu tử khí tinh khiết bao giờ cũng tồn tại điểm tới hạn và tương ứng điểm đó là nhiệt độ và áp suất tới hạn. Khí nhiệt độ cao hơn nhiệt độ tới hạn, thì chất sẽ tồn tại ở trạng thái một pha, khi đó dù có thay đổi giá trị của bất kỳ tổ hợp các thông số nào cũng không thể đưa chất đó về trang thái hai pha được. Điều đó có nghĩa là quá trình hóa lỏng một phần hay toàn bộ một cấu tử khí bằng phương pháp nén chỉ thực hiện được khi hạ nhiệt độ khí xuống dưới nhiệt độ tới hạn. Trong hỗn hợp khí đồng hành hoặc khí thiên nhiên, vùng tới hạn thường là một khoảng rộng các thông số và phụ thuộc vào thành phần của khí. Hình 2.1. Giản đồ P-T hệ đa cấu tử khí 1 Trong đó: 12
  23. + Điểm C là điểm tới hạn, tại đó hai pha trở thành một pha. + Điểm M là điểm tương ứng với áp suất lớn nhất mà tại đó hỗn hợp nhiều cấu tử tồn tại ở trạng thái hai pha. + Điểm N: là điểm tương ứng với áp suất lớn nhất mà tại đố hỗn hợp nhiều cấu tử tồn tại ở trạng thái hai pha. Những giá trị cực đại của áp suất và nhiệt độ mà tại đó hỗn hợp nhiều cấu tử có thể tồn tại ở trạng thái hai pha được gọi là áp suất và nhiệt độ ngưng tụ tới hạn của hỗ hợp. Vị trí của các điểm C, M, N trên giảng đồ phụ thuộc vào thành phần của hỗn hợp. Đường cong phía bên trái từ 0 cho tới điểm C biểu diễn cho đường cong điểm sôi. Còn đường cong phía bên phải tử 100 cho tới điểm M biểu diễn cho đường cong điểm sương. Đường ABDE: biểu diễn quá trình ngưng tụ đẳng nhiệt trong các mỏ khí condensate. Điểm A biểu diễn pha lỏng nằm bên ngoài đường bao pha khi giảm áp suất tới điểm B bắt đầu quá trình ngưng tụ. Tiếp tục giảm áp suất lượng lỏng hình thành nhiều hơn từ điểm A đến D nằm trong miền được tạo bởi các điểm thay đổi độ dốc của các đường pha. Khi tiếp tục giảm áp suất ra khỏi miền đi từ D tới E thì lượng lỏng giảm dần cho tới khi đạt điểm sương E phía dưới điểm E hệ không tồn tại ở trạng thái lỏng chỉ tồn tại ở trạng thái hơi. Khi giảm nhiệt độ của hỗn hợp thì sẽ đến lúc một cấu tử nào đó của khí sẽ bắt đầu ngưng tụ. Các cấu tử có nhiệt độ ngưng tụ lớn nhất sẽ ngưng tụ đầu tiên. Nhưng khí hydrocacbon có một đặc điểm là chúng hòa tan vào hydrocacbon lỏng. Vì vậy trong pha lỏng vẫn còn lẫn các hydrocacbon có nhiệt độ ngưng tụ thấp hơn. Nguyên tắc: nén và làm lạnh khí để phân tách sơ bộ các hydrocacbon nặng nhất, sau đó dòng khí được phân tách trong tháp chưng cất nhằm thu hồi khí. Hiệu quả đối với quá trình cần tách các cấu tử nhẹ. Công nghệ chế biến khí bằng phương pháp ngưng tụ nhiệt độ thấp có thể chia ra theo: số bậc phân ly cơ bản, loại nguồn nhiệt lạnh, loại sản phẩm cuối. Theo số bậc phân ly cơ bản quy trình được chia ra bậc một, bậc hai, và bậc ba. Mỗi bậc nhất thiết phải có sản phẩm ra ở dạng lỏng. 13
  24. Theo nguồn nhiệt lạnh chu trình làm lạnh trong, chu trình làm lạnh ngoài, và chu trình làm lạnh kết hợp cả hai loại trên. 2.1.1. Sơ đồ ngưng tụ khí ở nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh ngoài Chu trình làm lạnh ngoài không phụ thuộc vào sơ đồ công nghệ và có tác nhân lạnh riêng. Phụ thuộc vào loại tác nhân lạnh chu trình làm lạnh ngoài có thể chia thành hai nhóm: tác nhân lạnh một cấu tử và tác nhân lạnh nhiều cấu tử (thường là hỗn hợp hydrocacbon nhẹ). Chu trình làm lạnh ngoài hai hoặc nhiều tác nhân lạnh một cấu tử gọi là chu trình lạnh nhiều bậc. Sơ đồ ngưng tụ một bậc để thu được C3 và phân đoạn cao hơn với chu trình làm lạnh bằng propan được trình bày trong hình 2.2. Hình 2.2. Sơ đồ ngưng tụ một bậc ở nhiệt độ thấp 1,7 – Thiết bị tách hai pha; 2 – Máy nén; 3 – Thiết bị ngưng tụ bằng không khí; 4,5 – Thiết bị trao đổi nhiệt; 6,10 – Thiết bị bay hơi propan; 8 – Thiết bị khử etan; 9 – Bình chứa sản phẩm đỉnh; 11 – Thiết bị gia nhiệt đáy tháp. I – Khí ẩm; II – Khí khô thương phẩm; III – Các phân đoạn C3+. Sơ đồ có một nguồn lạnh bên ngoài – chu trình làm lạnh bằng propan và một cụm phân tách hỗn hợp hai pha. 14
  25. Trong sơ đồ khí ẩm theo ống dẫn đi vào thiết bị tách hai pha 1 để tách các tạp chất cơ học và các giọt lỏng (dầu, chất lỏng ngưng tụ, nước, v.v ). Sau đó đi đến máy nén 2 và được nén đến áp suất 3 ÷ 4 Mpa hoặc cao hơn. Khí nén được làm lạnh tới - 20oC ÷ - 30oC trong thiết bị trao đổi nhiệt số 4, 5 nhờ nguồn lạnh từ dòng khí khô và chất lỏng ngưng tụ từ thiết bị tách 7. Sau đó trong thiết bị bay hơi propan 6, khí sẽ được ngưng tụ một phần và đi vào thiết bị tách 7, tại đây phần hydrocacbon ngưng tụ sẽ được tách ra, khí khô sẽ đi ra từ đỉnh tháp. Phần lỏng ở đáy thiết bị tách 7, đi đến trao đổi nhiệt tại thiết bị số 5, tại đây dòng này sẽ được gia nhiệt lên 20 ~ 30 oC và được đưa vào tháp tách etan số 8. Sản phẩm đỉnh cảu tháp tách etan là hỗn hợp etan và một phần nhỏ propan (không quá 5% propan). Hỗn hợp này sẽ được trộn với khí khô ở thiết bị phân ly số 7 và được đưa vào ống dẫn khí thương phẩm. Sản phẩm đáy của tháp etan là phân đoạn C3+ đươc sử dụng để tách LPG và Condensate. 2.1.2. Sơ đồ ngưng tụ khí ở nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh trong Trong chu trình làm lạnh trong nguồn lạnh được lấy từ chính các dòng sản phẩm khí thu được từ sơ đồ công nghệ. Chu trình làm lạnh trong chia thành hai nhóm: + Nhóm tiết lưu dòng sản phẩm lỏng. Nguồn lạnh thu được khi tiết lưu dòng chất lỏng ngưng tụ của quá trình ngưng tụ hay dòng hồi hồi lưu của quá trình khử etane và methane. + Nguồn lạnh thu được khi dùng van giảm áp. Nhờ hiệu ứng nhiệt động của quá trình giãn nở khí đẳng entropi. 3 Thường áp dụng để chế biến khí thương phẩm chứa C3 không vượt quá 70 ÷75g/m khi sử dụng phương pháp ngưng tụ nhiệt độ thấp phải dùng nguồn lạnh và thiết bị làm lạnh kiểu tuabin để có thể tách triệt để các cấu tử chính: etan, propan và hydrocacbon nặng. 15
  26. Hình 2.3. Sơ đồ cụm thiết bị chính của chu trình làm lạnh trong 1 – Cụm sấy (có sử dụng rây phân tử); 2 – Thiết bị trao đổi nhiệt; 3 – Máy nén tuabin (chung trục với tuabin khí); 4 – Thiết bị phân li áp suất cao; 5 – Tuabin lạnh; 6 - Thiết bị phân li áp suất thấp (1.4 ÷ 2.8 Mpa); 7 – Tháp khử metan; I – Khí ẩm (7 MPa, 27oC); II – Khí đã tách xăng (7 MPa); III – Sản phẩm lỏng (tách triệt để C2: 40%-70%; C3:95%; C4+:99%) Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh trong bao gồm các cụm chính: + Cụm nén khí (chỉ có khi chế biến khí thiên nhiên, còn đối với khí đồng hành thì đã được nén từ ngoài giàn). + Cụm sấy khí. + Cụm trao đổi nhiệt lạnh và nhiệt của các dòng. + Cụm phân li áp suất cao. + Cụm làm lạnh kiểu tuabin với thiết bị phân li áp suất thấp. + Cụm khử metan từ chất lỏng ngưng tụ (nếu cần thu được etan và các cấu tử C cao); cụm khử etan (nếu cần thu propan và các cấu tử C cao hơn). + Nén khí khô tới áp suất cần thiết để đưa đi tiêu thụ; trong trường hợp này có sử dụng một phần máy nén có chung trục với tuabin lạnh. 2.1.3. Sơ đồ ngưng tụ khí ở nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh tổ hợp Quá trình ngưng tụ nhiệt độ thấp một bậc sử dụng chu trình làm lạnh tổ hợp (chu trình làm lạnh ngoài bằng propan và tiết lưu dòng lỏng) để thu được các phân đoạn C3 trở lên. 16
  27. Hình 2.4. Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp một bậc dùng chu trình làm lạnh tổ hợp 1,3 – Thiết bị ngưng tụ không khí; 2 – Máy nén; 4,6,7,9 – Thiết bị trao đổi nhiệt tuần hoàn; 5,8 – Thiết bị bay hơi propan; 10 – Thiết bị tiết lưu; 11 – Thiết bị phân li nhiệt độ thấp; 12 – Tháp khử etan; 13 – Thiết bị gia nhiệt. I – Khí ẩm; II – Khí khô; III – Các phân đoạn hydrocabon nặng. Hình 2.4 biểu diễn sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp một bậc có tiết lưu chất lỏng ngưng tụ từ thiết bị phân li 11. Theo sơ đồ, khí đồng hành sau khi được nén tới 2Mpa sẽ lần lượt đi vào thiết bị gia nhiệt 13, tháp khử etan, thiết bị ngưng tụ không khí 3 và một loạt các thiết bị trao đổi nhiệt tuần hoàn 4, 6, 7, 9 và dàn bốc hơi lạnh 5,8 của chu trình làm lạnh ngoài, được ngưng tụ một phần -10oC và sau đó được đưa vào thiết bị tách chất lỏng ngưng tụ 11. Khí khô đi ra từ phía trên thiết bị phân li sẽ được trao đổi nhiệt với khí ẩm và đem đi tiêu thụ. Chất lỏng ngưng tụ thu được ở phía dưới thiết bị phân li sẽ đi qua thiết bị tiết lưu 10, tại đây áp suất và nhiệt độ chất lỏng ngưng tụ sẽ giảm xuống tương ứng 1MPa và -18oC. Dòng chất lỏng ngưng tụ lạnh đi qua thiết bị trao đổi nhiệt 9 đặt trước thiết bị phân li 11, sau đó đi qua thiết bị trao đổi nhiệt 7 và đi vào đỉnh tháp 12, tại đây dưới áp suất 1MPa sẽ xảy ra quá trình khử etan. Dòng sản phẩm hydrocacbon nặng sẽ được lấy ra ở đáy tháo và đem chế biến tiếp. Những hydrocacbon nhẹ đi ra từ đỉnh tháp 12 sẽ qua thiết bị trao đổi nhiệt 4 và được máy nén 2 nén tới áp suất bằng áp suất dòng 17
  28. khi ẩm đi vào, được làm nguội ở thiết bị ngưng tụ không khí 1 và trộn lẫn với dòng khí ban đầu. 20 Hình 2.5. Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp hai bậc sử dụng chu trình làm lạnh tổ hợp 1, 12 – Máy nén; 2,13 – Thiết bị ngưng tụ không khí, 3,4,7,8,9,11 – Thiết bị trao đổi nhiệt tuần hoàn; 5,15 – Thiết bị bốc hơi propan; 6,10 – Thiết bị phân li nhiệt độ thấp (tương ứng với bậc I và II); 14 – Tháp khử etan; 16 – Bình chứa hồi lưu; 17 – Bơm hồi lưu cho tháp; 18 – Bình gia nhiệt cho tháp khử etan; 19,20 – Thiết bị tiết lưu; I – Khí ẩm; II – Khí khô; III – Các phân đoạn hydrocacbon nặng; Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp hai bậc sử dụng chu trình làm lạnh tổ hợp để thu các phân đoạn C3 trở lên. Đặc điểm của sơ đồ này là khí được làm lạnh ở bậc ngưng tụ 1 nhờ chu trình làm lạnh ngoài bằng propan, còn ở bậc 2 nhờ quá trình tiết lưu chất lỏng ngưng tụ từ thiết bị phân li bậc 2 và một phần chất lorngg ngưng tụ từ thiết bị phân li bậc 1. Khí đồng hành được nén tới áp suất 3.7MPa sau đó được làm lạnh ở thiết bị ngưng tụ không khí 2, được trao đổi nhiệt ở thiết bị 3,4 và làm lạnh đến -30oC, ngưng tụ một phần tại thiết bị bay hơi propan 5. Hỗn hợp hai pha được làm lạnh đến -64oC nhờ trao đổi nhiệt lạnh tại thiết bị trao đổi nhiệt 7 với dòng khí khô đi từ thiết 18
  29. bị phân li 10 của bậc phân li II và nhiệt lạnh của chất lỏng ngưng tụ của bậc II và một phân chất lỏng ngưng tụ của bậc phân li I tại thiết bị trao đổi nhiệt 8, 9 sau khi các dòng chất lỏng ngưng tụ này được tiết lưu ở thiết bị tiết lưu 19, 20 tới áp suất 0.3MPa. Các dòng lỏng sau khi bốc hơi trao đổi nhiệt lạnh (nhờ quá trình tiết lưu) được máy nén 12 nén đến 3.5MPa và được nhập vào cùng dòng với phần còn lại của chất lỏng ngưng tụ từ thiết bị phân li 6 ở bậc phân li I vào thiết bị khử etan 14. 2.2. Hấp thụ khí: Hấp thụ khí và giải hấp là hai quá trình truyền khối cơ bản được sử dụng để tách khí đồng hành và khí thiên nhiên. Bản chất vật lý của quá trình là sự hình thành cân bằng pha giữa hai pha khí lỏng do sự khuếch tán của các chất từ pha nọ sang pha kia. Động lực của quá trình khuếch tán là sự chênh lệch áp suất riêng phần giữa các cấu tử có trong pha lỏng và pha khí. Nếu áp suất riêng phần của các cấu tử trong pha khí lớn hơn trong pha lỏng thì sẽ xảy ra quá trình hấp thụ (chất lỏng hấp thụ chất khí), nếu ngược lại thì sẽ xảy ra quá trình giải hấp. Trong nhà máy chế biến khí quá trình hấp thụ và giải hấp được tiến hành trong các thiết bị hấp thụ và chưng cất loại mâm hoặc đệm. Thông thường hai thiết bị trên được kết hợp với nhau tạo thành chu trình kín. Dung môi sau khi hấp thụ khí (tại tháp hấp thụ), sẽ qua tháp chưng cất. Tại đây sẽ xảy ra quá trình giải hấp phần khí thu được ở đỉnh tháp được đem đi chế biến, phần dung môi hấp thụ ở đáy tháp được đưa đi tái sinh rồi tiếp tụ quay lại tháp hấp thụ để hấp thụ khí. 2.1.1. Nguyên tắc và sơ đồ lí thuyết hấp thụ khí: Sử dụng các dung môi để hấp thụ và tách hydrocacbon C3+ ra khỏi khí. 3 Áp dụng hiệu quả với khí béo có hàm lượng C3+ lớn hơn 100g/m . Sơ đồ chế biến khi bằng phương pháp hấp thụ khí ngoài các công đoạn chính như: phân li, nén, sấy khí còn có công đoạn khác: khử metan của dung môi bão hòa và giải hấp. Ngoài ra tùy thuộc vào nguồn khí đầu vào mà có thể có thêm khâu: tách bỏ hợp chất lưu huỳnh hay các tạp chất khác. 19
  30. Hình 2.6. Sơ đồ lý thuyết của phương pháp hấp thụ 1 – Tháp hấp thụ; 2 – Tháp khử metan (etan); 3 – Tháp giải hấp; 4,5 – Thiết bị trao đổi nhiệt; 6,7 Thiết bị ngưng tụ bằng không khí; 8 – Thiết bị ngưng tụ bằng nước (hoặc bằng không khí); 9 – Bình hồi lưu; 10 – Bình gia nhiệt; I – Khí ẩm; II – Khí khô; III – Dung môi bão hòa; IV – Dung môi bão hòa đã khử etan; V – Khí khô; VI – Các hydrocacbon nặng; VII – Dung môi tái sinh; Hình 2.6 trình bày sơ đồ công nghệ nguyên tắc quá trình hấp thụ để tách propan và các hydrocacbon nặng từ khí đồng hành và khí tự nhiên. Khí ban đầu sau khi tách sơ bôn lỏng và các tạp chất cơ học, được nén và sấy đến điểm sương sau đó đưa vào nhập liệu tại mâm cuối của tháp hấp thụ 1. Tại mâm trên cùng của tháp 1 sẽ đưa dung môi tái sinh vào. Trong thiết bị này các cấu tử từ C3+ và một phần methane sẽ bị hấp thụ. Khí khô sẽ đi lên đỉnh tháp, dung môi đã bão hòa sẽ đi ra ở đáy tháp. Dung môi bão hòa sẽ đi vào tháp số 2 để khử methane. Trong tháp số 2 các hydrocacbon C1, C2 sẽ được loại bỏ ra khỏi dung dịch bão hòa. Để giảm tổn thất propan đi theo khí khô ra khỏi tháp số 2 và khử hoàn toàn ethane từ dung môi bão hòa, sẽ có một dòng dung môi tái sinh tại mâm trên cùng của tháp 2 và đáy sẽ được gia nhiệt. Sản phẩm đỉnh của tháp số 2 bao gồm methane, ethane và một lượng nhỏ propane còn ở đáy là dung môi bão hòa đã khử ethane. Dung môi bão hòa đã khử ethane được gia nhiệt tại thiết bị trao đổi nhiệt số 4 và đưa vào tháp giải hấp số 3. Sản phẩm đỉnh thấp số 3 là hỗn 20
  31. hợp propan và các hydrocacbon nặng và được ngưng tụ tại thiết bị số 7, sau đó đi đến bồn hồi lưu số 9 và sẽ được hồi lưu tại đĩa trên cùng của tháp số 3 phần còn lại sẽ được đưa đi tách tiếp để thu các sản phẩm khác. Đáy tháp số 3 được giữ ổn định nhiệt độ nhờ thiết bị gia nhiệt đáy tháp số 10. Sản phẩm đáy ở tháp số 3, được làm nguội tại các thiết bị trao đổi nhiệt 4, 5, 6, 8 sau đó được đưa đến tháp hấp thụ 1 và tháp khử methane 2. 2.3. Chưng cất ở nhiệt độ thấp: Quá trình chưng cất ở nhiệt độ thấp cho hiệu quả tách cao hơn quá trình hấp thụ ở nhiệt độ thấp và sơ đồ lí thuyết cũng đơn giản hơn. Sự khác biệt giữa 2 sơ đồ chưng ở nhiệt độ thấp và hấp thụ ở nhiệt độ thấp là khí nguyên liệu đi vào thiết bị sau khi làm lạnh (một phần hoặc toàn phần) được đưa thẳng vào tháp chưng cất mà không cần đi qua tháp phân li sơ bộ, ở đây khí nguyên liệu được tách thành khí khô (ở đỉnh) và các hydrocacbon nặng hơn ở đáy. Tùy thuộc vào sơ đồ nguyên tắc của quá trình chưng ở nhiệt độ thấp mà các thiết bị chính được chia ra thành tháp chưng cất - bay hơi và tháp ngưng tụ - bay hơi. Tháp chưng cất – bay hơi là tháp có dòng nguyên liệu đã làm lạnh sơ bộ được cho vào phần giữa của nó. Tháp hoạt động hoàn toàn giống với tháp chưng cất trong thực tế. Tháp ngưng tụ - bay hơi khác với tháp chưng cất – bay hơi ở chỗ hỗn hợp cần phân riêng được cho vào đĩa trên cùng của nó. Phần phía trên là thiết bị ngưng tụ - làm lạnh kiểu tưới, chu kì làm lạnh ngoài. 21
  32. Hình 2.7. Tháp chưng cất - bay hơi Hình 2.8. Tháp ngưng tụ - bay hơi Chú thích: + Hình 2.7.: 1 - Thiết bị trao đổi nhiệt; 2 - Tháp chưng bay hơi; 3 - Chu trình làm lạnh ngoài; 4 - Thiết bị tách. I - Khí nguyên liệu; II - Khí đã tách benzin; III - Ống truyền nhiệt; IV - Hydrocacbon nặng; V - Hồi lưu. + Hình 2.8.: 1 - Thiết bị trao đổi nhiệt; 2 - Tháp chưng bay hơi; 3 - Chu trình làm lạnh ngoài; 4 - Thiết bị tách; I - Khí nguyên liệu; II - Khí đã tách benzin; III - Ống truyền nhiệt; IV - Hydrocacbon nặng; V - Hồi lưu 22
  33. Chương 3 ĐÁNH GIÁ LỰA CHỌN CÔNG NGHỆ CHO NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ 3.1. Mục tiêu của Nhà máy chế biến khí: Mục tiêu của nhà máy chế biến khí Nam Côn Sơn 2 là cần lựa chọn công nghệ chế biến khí tối ưu để thu hồi tối đa các sản phẩm có giá trị là Etan, LPG, Condensate nhằm gia tăng tối đa giá trị sử dụng các nguồn khí này. Cụ thể yêu cầu việc lựa chọn công nghệ chế biến khí cho Nhà máy phải đạt được như sau: + Đảm bảo chất lượng các sản phẩm khí khô, Etan, LPG và Condensate. Hiệu suất thu hồi các sản phẩm có giá trị phải đạt mức như sau: Hiệu suất thu hồi Etan ≥ 80%, LPG ≥ 96%, Condensate 100%. + Nhà máy có thể linh động hoạt động được ở các chế độ khác nhau là chế độ chỉ tách LPG và Condensate hoặc tách cả Etan, LPG và Condensate tùy thuộc vào nhu cầu của hộ tiêu thụ. + Có khả năng xử lý được nguồn khí có hàm lượng CO2 cao lên đến 10%. + Xây dựng nhanh để đáp ứng được tiến độ của dự án đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2 dự kiến đưa khí về bờ từ năm 2019. 3.2. Các công nghệ chế biến khí hiện nay trên thế giới 3.2.1. Công nghệ thu hồi Sales Gas, LPG của NovaTech: Công nghệ này được áp dụng tại Nhà máy Xử lý Khí Dinh Cố. Nguyên lý chế biến là khí nguyên liệu đầu vào được làm lạnh bằng cách tận dụng nhiệt lạnh từ hệ thống và giãn nỡ qua van tiết lưu J-T kết hợp với giãn nở qua Turbo Expander. Dòng khí đi ra từ Slug Catcher qua V-08 để tách lỏng còn lại, lượng lỏng được tách ra được đưa đến bình tách V-03. Dòng khí ra từ V-08 đi vào V-06 A/B để tách nước. Khoảng 2/3 lượng khí ra khỏi V-06 A/B đi tới phần giãn nở của Turbo Expander CC-01, sau đó dòng này đi vào tháp tinh lọc C-05. Phần còn lại khoảng 1/3 dòng từ V-06 A/B được đưa tới thiết bị trao đổi nhiệt E- 14 để làm lạnh dòng khí từ 26oC xuống -35oC nhờ dòng khí lạnh ra từ đỉnh tháp C- 23
  34. 05 có nhiệt độ -50oC, dòng khí này tiếp tục qua van giảm áp FV-1001 rồi được đưa vào tháp C-05 như một dòng hồi lưu ngoài ở đỉnh tháp. Tháp C-05 làm việc ở áp xuất 33,5 bar, nhiệt độ đỉnh -42oC, nhiệt độ đáy -42.5oC được xử dụng làm lạnh khí đầu vào thông qua thiết bị trao đổi nhiệt E-14, trước khi nén ra dòng khí thương phẩm bằng phần nén của CC-01. Dòng lỏng từ Slug Catcher đi đến bình tách V-03, phần lỏng từ V-03 đi đến thiết bị trao đổi nhiệt E-08 để làm mát cho dòng khí đi ra từ máy nén K-01. Sau đó vào tháp C-04 để tách nước và hydrocacbon nhẹ lẫn trong lỏng. Tháp C-04 làm việc ở áp xuất 47.5 bar, nhiệt độ đỉnh 44oC, nhiệt độ đáy 40oC. Khí sau khi ra khỏi tháp C-04 được nén lên áp xuất 75 bar nhờ máy nén K-02 rồi được làm lạnh tại thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-19. Dòng khí này được trộn lẫn với dòng khí ra từ V-03, tiếp tục được nén lên 109 bar bằng máy nén K-03 sau đó được làm lạnh tại thiết bị trao đổi bằng không khí E-13 và nhập vào dòng khí nguyên liệu trước khi vào V-08. Dòng lỏng từ đáy tháp C-04 được đưa vào đĩa thứ 14 hoặc 20 của tháp C-01 sau khi được gia nhiệt từ 40oC lên 86oC trong thiết bị trao đổi nhiệt E-04, bởi tác nhân nóng là dòng Condensate đi ra từ đáy tháp C-02 với nhiệt độ 154oC. Mục đích của việc trao đổi nhiệt là tận dụng và thu hồi nhiệt. Dòng lỏng ra từ tháp C-05 được đưa đến đĩa thứ nhất của tháp C-01, đóng vai trò như là một dòng hồi lưu ngoài. Dòng khí đi ra từ đỉnh tháp C-01 đi đến bình tách thằng đứng V-12 để loại bỏ tất cả các giọt lỏng còn lại trong dòng khí. Sau đó dòng khí tiếp tục được máy nén K-01 A/B nén từ 29 bar lên 47 bar. Dòng khí sau đó được làm mát tại thiết bị trao đổi nhiệt E-08 nhờ vào dòng lạnh có nhiệt độ 20oC đi ra từ bình tách V-03 và vào tháp C-04 để tách nước và hydrocacbon nhẹ lẫn trong lỏng đến từ V-03. Tháp C-01 làm việc ở áp xuất 29 bar, nhiệt độ đỉnh 14oC, nhiệt độ đáy 109oC. Các hydrocacbon nhẹ như methane, ethane được tách ra khỏi pha lỏng nhờ thiết bị gia nhiệt đáy E-01 A/B và duy trì ở 109oC. 24
  35. Sản phẩm đáy của C-01 chủ yếu là C3+ được đưa đến tháp C-02. Tháp C-02 hoạt động ở áp xuất là 10 bar nhiệt độ đáy tháp duy trì ở 135oC nhờ thiết bị gia nhiệt E-03, nhiệt độ đỉnh tháp 56oC. Hỗn hợp BuPro được tách ra ở đỉnh tháp, còn Condensate được tách ra ở đáy tháp. Sản phẩm đáy của C-02 là Condensate thương phẩm được đưa tới thiết bị trao đổi nhiệt E-04 nhằm tận thu nhiệt và hạ nhiệt độ từ 134oC xuống 60oC. Dòng Condensate này tiếp tục được làm mát bởi thiết bị làm mát bằng không khí E-09 và hạ nhiệt độ từ 60oC xuống 45oC rồi đưa đến bồn chứa TK-21. 25
  36. Hình 3.1. Công nghệ thu hồi Sales Gas của NOVA Tech Pig Receiver – Đầu nhận Pig; Slug Catcher – Cụm tách khí – lỏng; De-Ethansier – Tháp tách Etan; Stabiliser – Tháp tách LPG; K-01,02,03,1011 – Máy nén; Rectifer – Tháp tách tinh; E-14 – Thiết bị trao đổi nhiệt; E-02,04,10,11 – Thiết bị gia nhiệt; V-03 – Bình tách 3 pha. 26
  37. 3.2.2. Công nghệ AET NGL Recovery của hãng Advanced Extraction Technologies: Hình 3.2. Công nghệ thu hồi C2, C3, NGL từ dòng khí thiên nhiên Sales Gas – Khí khô thương phẩm; Inlet Gas – Khí nguyên liệu; NGL Absorber – Tách NGL; Rich solvent – dòng giàu dung môi; Lean solvent – Dòng dung môi sau khi tái sinh; Solvent Regenerator – Tháp tái sinh dung môi. Công nghệ này được tối ưu hóa dựa trên sơ đồ lí thuyết làm lạnh ngoài bằng propane. Ứng dụng vào việc thu hồi C2, C3, NGL từ dòng khí thiên nhiên. Hoạt động của công nghệ được mô tả như sau: Dòng khí nhập liệu sau khi trao đổi nhiệt sẽ đi vào tháp hấp thụ NGL. Sản phẩm đỉnh của tháp hấp thụ là khí khô thương phẩm và chứa một ít dung môi được làm mát đi tới thiết bị tách số 4 (nhằm thu hồi dung môi) sau đó trao đổi nhiệt với dòng nhập liệu và vào đường ống dẫn khí. Sản phẩm đáy của tháp hấp thụ là dòng giàu dung môi. Dòng này sẽ được đưa đến tháp số 2 (tháp tái sinh dung môi). Dòng sản phẩm NGL sẽ đi ra từ đỉnh tháp, sau đó được làm mát và ngưng tụ rồi đến thiết bị chứa sản phẩm đỉnh số 3. Tại đây một phần sẽ được hồi lưu lại tháp tái sinh phần còn lại đi theo đường ống dẫn sản phẩm. Dung 27
  38. môi sau khi được tái sinh (thu tại đáy tháp) sẽ được hòa cùng dòng sản phẩm đỉnh của tháp hấp thụ rồi được làm mát và vào thiết bị tách số 4. Lỏng tại tháp số 4 chính là dung môi sau đó được nhập liệu tại đỉnh tháp hấp thụ và tiếp tụ quá trình hấp thụ. Điều kiện hoạt động: + Áp suất dòng nguyên liệu (chưa nén): 200-1200 psiG. + Chi phí đầu tư ít. + Nhiệt độ khi vận hành là thấp nhất so với các công nghệ tương đương. + Không cần thiết phải loại bỏ CO2 trong dòng nguyên liệu. + Sử dụng ít năng lượng hơn (khoảng 70-90MW so với lean oil). 3.2.3. Công nghệ thu hồi LPG của Black & Veatch Pritchard: Công nghệ này được ứng dụng để thu hồi C3+ từ dòng offgas trong nhà máy lọc dầu và khí thiên nhiên ở áp suất thấp. Tỉ lệ thu hồi propane có thể đạt xấp xỉ 100%. Hoạt động của công nghệ này được mô tả như sau: Dòng khí hydrocacbon ở áp suất thấp được nén và làm khô trước khi đưa vào làm lạnh bằng thiết bị trao đổi nhiệt chéo dòng với chất làm lạnh propane. Dòng nhập liệu lạnh sau đó được trộn với một phần sản phẩm đáy trước khi đi vào tháp hấp thụ propane. Sản phẩm đáy của tháp được bơm tới tháp tách ethane. Sản phẩm đỉnh được ngưng tụ bằng cách sử dụng propane như chất làm lạnh để tạo thành dòng sản phẩm có thành phần chính là ethane. Một phần của dòng sản phẩm được tái sinh quay trở lại tháp. Phần đáy của tháp tách ethane chứa C3 và các cấu tử nặng hơn cho các quá trình xử lí tiếp theo nếu cần thiết. Giá trị kinh tế: So với các công nghệ thu hồi LPG khác, thì PRO-MAX sử dụng ít năng lượng hơn (khoảng 10% ÷ 25%). 28
  39. Hình 3.3. Công nghệ thu hồi LPG của Black & Veatch Prichard Feed Gas from dehydration – Dòng khí nguyên liệu sau khi tách nước; Propane absorber – Tháp hấp thụ Propane; Deethanzier – Tháp tách C2; Sales Gas/Fuel Gas - Khí khô thương phẩm. 3.2.4. Công nghệ loại bỏ CO2 LRS 10 của GL Noble Denton: Ứng dụng: Dùng để loại bỏ CO2 từ khí thiên nhiên, SNG, khí tổng hợp. Do có khả năng loại bỏ CO2 cao nên công nghệ này có thể ứng dụng vào quy trình LNG, lọc dầu và các quá trình sản xuất các sản phẩm từ dầu mỏ. Mô tả công nghê: Dòng khí nguyên liệu giàu CO2 được đưa vào đáy tháp Absorber chứa K2CO3 dạng lỏng và chất phụ gia LRS10. Dung dịch này được hấp thụ trong quá trình đi từ dưới lên ở tháp Absorber và khí tinh khiết đi ra ở đỉnh tháp. Dòng Rich-solution ở đáy tháp Absorber được tái sinh trong reboiler hoặc trực tiếp trong dòng, và dung dịch K2CO3/LRS10 được bơm ngược tháp Absorber. Dòng khí nguyên 29
  40. liệu chứa khoảng 20% CO2 sẽ được xử lí triệt để, xuống khoảng 1%, tùy thuộc vào quy trình, 500-1000ppm. Hiệu quả về mặt kinh tế: Một sơ đồ sử dụng 3% LRS10 trong K2CO3, như Benfield, sẽ có hiệu quả tách CO2 cao hơn tới 10%. OPEX đã chứng minh qua thực tế: + Tăng sản lượng khí đầu ra thêm 10%. + Năng lượng tiêu tốn cho quá trình giảm 10%. + Giảm lượng CO2 trong khí đi ra 50%. Hình 3.4. Công nghệ loại bỏ CO2 LRS 10 của GL Noble Denton Absorber – Tháp hấp thụ; Feed Gas – Khí nguyên liệu; Cooling Water – Nước làm lạnh; Regenerator – Tháp tái sinh; Purified Gas – Khí ngọt. 3.2.5. Công nghệ thu hồi Ethane, LPG của Orloff: Công nghệ Single Column Overhead Recycle (SCORE) của Orloff là quá trình xử lí khí bằng cách làm lạnh sâu để thu hồi C3+ từ dòng khí thiên nhiên. Công nghệ này được nâng cấp từ công nghệ Overhead Recycle Process, có khả năng thu hồi C3+ rất cao. Dòng hồi lưu cho tháp chính được sinh ra bằng cách ngưng tụ một phần dòng side draw của tháp. Dòng lỏng side draw được sử dụng để tối ưu quá trình làm lạnh. Với 30
  41. thiết kế như trên, một nhà máy sử dụng công nghệ SCORE ngoài việc thu hồi C2+, còn có thể chuyển sang chế độ thu hồi C2 bằng sơ đồ Gas Sub Cooled (GSP) của Orloff. Ứng dụng: SCORE được thiết kế để thu hồi tối đa C3+. Khả năng thu hồi thường đạt từ 97% đến 99% hoặc cao hơn nếu bỏ hoàn toàn C2. Nếu muốn thu hồi C2 trong dòng C3, SCORE có thể hoạt động ở chế độ thu hồi C2 bằng cách điều chỉnh lượng nhiệt đi vào tháp. Lượng C2 có thể thu hồi ở chế độ này được giới hạn ở 40%. Trong trường hợp C2 có giá thành cao hơn, nhà máy có thể chuyển đổi sang GSP. Lượng C2 thu hồi được khoảng 85% theo đó là C3 với 98% trong sản phẩm. Việc chuyển đổi này yêu cầu thêm một số đường ống và van riêng. Nguyên liệu và sản phẩm: + Nguyên liệu đi vào qui trình thường được nén với áp suất hơn 600 PSI đối với khí thiên nhiên nhưng có thể thấp hơn tùy điều kiện. + Trong điều kiện bình thường, qui trình SCORE cho sản phẩm LPG hỗn hợp, chủ yếu là C3 với lượng được định sẵn từ trước. Khi chuyển sang GSP, dòng sản phẩm hỗn hợp NGL có chứa C2 cũng với lượng được định sẵn. 31
  42. 3.3. Biện luận lựa chọn công nghệ: Thông tin thành phần khí nguyên liệu được dự báo như sau: STT TU DH SV-DN Nitrogen 0.1120 0.3780 0.4152 0.2619 Carbon Dioxide 0.0760 5.6710 3.1215 5.5262 Methane 81.5550 74.5110 78.3904 83.3983 Ethane 9.8960 7.7040 8.5426 5.6441 Propane 4.9960 4.5080 5.4560 3.3280 i-Butane 0.9780 1.1130 1.2668 0.6516 n-Butane 1.3640 1.3170 1.4158 0.7345 Neo-Pentane 0.0040 0.0000 0.0000 0.0011 i-Pentane 0.3350 0.5130 0.5026 0.2005 n-Pentane 0.2990 0.3630 0.3198 0.1213 Hexanes 0.1820 0.7910 0.2670 0.1058 Mcyclopentane 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Heptanes 0.1200 0.8470 0.2913 0.0186 Octanes 0.0700 0.6080 0.0000 0.0011 Nonanes 0.0130 0.3150 0.0000 0.0001 Decane 0.0000 0.2410 0.0000 0.0000 Undecanes 0.0000 0.1370 0.0000 0.0000 Dodecanes 0.0000 0.1200 0.0000 0.0000 n-C13 0.0000 0.0980 0.0000 0.0000 n-C14 0.0000 0.0810 0.0000 0.0000 n-C15 0.0000 0.0660 0.0000 0.0000 n-C16 0.0000 0.0420 0.0000 0.0000 n-C17 0.0000 0.0210 0.0000 0.0000 n-C18 0.0000 0.0180 0.0000 0.0000 n-C19 0.0000 0.0180 0.0000 0.0000 n-C20+* 0.0000 0.5210 0.0000 0.0000 H2O 0.0000 0.0000 0.0105 0.0042 H2S 0.0000 0.0000 0.0000 0.0021 Total 100.000 100.002 100.000 99.999 Bảng 3.1. Thành phần khí nguyên liệu Từ bảng thành phần như vậy, ta nhận thấy rằng dòng khí nguyên liệu có chứa + Khí CO2 khá cao gần 6% ở mỏ Sao Vàng – Đại Nguyệt và nước. + Hàm lượng C2 khoảng 8% mol. + Hàm lượng C3, C4 khoảng 7%. + Hàm lượng C5+ khoảng 2%. 32
  43. Ta cần tách riêng Etan và LPG để thu được lợi nhuận tối đa cho nhà máy. Do có chứa khí chua và nước nên bắt buộc trong quy trình công nghệ của nhà máy buộc phải có cụm tách khí chua và cụm tách nước. Ngoài ra còn phải có cụm tách thủy ngân vì các thiết bị trong các cụm tách nước, trao đổi nhiệt thường làm bằng nhôm, rất nhạy cảm với thủy ngân. Để đáp ứng được những yêu cầu như vậy thì chỉ có công nghệ thu hồi Ethane, LPG của hãng Orloff. Vì công nghệ này: + Có khả năng xử lí hàm lượng khí CO2 cao. + Có khả năng thu hồi Etan. Hiệu suất khoảng 80% nhờ vào chu trình làm lạnh bằng propane. + Hiệu suất thu hồi LPG từ 97÷99%. Có thể đạt 100% nếu có thêm một số thiết bị đặc biệt. + Khả năng chuyển đổi giữa hai chế độ GSP và SCORE tùy theo nhu cầu của thị trường. 33
  44. CHƯƠNG 4 THIẾT KẾ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ 4.1. Xây dựng sơ đồ khối nhà máy: Từ những yêu cầu và công nghệ như vậy, ta có thể xây dựng sơ đồ khối của nhà máy bao gồm 7 cụm: + Cụm Seperation Unit. + Cụm Stabilizer Unit. + Cụm Mercury Removal Unit. + Cụm Acid Gas Cleaning Unit. + Cụm Dehydration Unit. + Cụm ColdBox Unit. + Cụm LPG Unit. Sơ đồ khối của nhà máy được biểu diễn như hình 4.1. 34
  45. Vapour Sales Gas Mercury Removal Unit Ethane Seperation Acid Gas Dehydration ColdBox FeedStock LPG Unit BuPro Unit Cleaning Unit Unit Unit Liquid Condensate Stabilizer Unit Water Hình 4.1. Sơ đồ khối của nhà máy Seperation Unit – Cụm tách đầu vào; Mercury Unit – Cụm loại bỏ thủy ngân; Acid Gas Cleaning Unit – Cụm loại bỏ khí chua; Stabilizer Unit – Cụm ổn định; Dehydration Unit – Cụm tách nước; ColdBox Unit – Cụm tách Sales Gas; LPG Unit – Cụm tách Ethane và LPG 35
  46. 4.2. Lựa chọn các thiết bị chính trong nhà máy: 4.2.1. Cụm Seperation Unit: Khí từ ngoài khơi sau khi qua giàn nén khí trung tâm CCP được đưa về bờ qua đường ống Nam Côn Sơn 2 đi ngầm dưới dưới biển, nhiệt độ khoảng 20oC, áp suất 110bar. Trên đường vận chuyển khí đã hóa lỏng một phần (Slug) tích tụ trên đường ống. Nguyên nhân hình thành: + Tốc độ dòng chảy thay đổi (do thay đổi kích cỡ đường ống hoặc van) dẫn đến hình thành lỏng. + Thay đổi địa hình dưới lòng biển. Cần một thiết bị ở đầu nhà máy để tách phần lỏng này ra riêng trong trường hợp lưu lượng ngoài bờ tăng đột ngột cuốn theo lỏng tích tụ ở đường ống. Chọn thiết bị tách dạng Slug Catcher. Slug Catcher được chia làm 3 dạng dựa trên hình dạng: + Vessel Type: có hình dạng giống bình tách nằm ngang. Được thiết kế để hấp thụ lượng lỏng trong dòng vật chất đi vào có lưu lượng ổn định. Hình 4.2. Thiết bị tách dạng Vessel + Harp Type: bao gồm nhiều đường ống nhỏ được ghép lại chung đầu với nhau. Thường Slug Catcher được xem như một phần của đường ống dẫn khí và thiết kế theo tiêu chuẩn đường ống hơn là tiêu chuẩn ASME cho các dạng bình tách. Các ống trong thiết bị kiểu Harp Type dài từ 15.2 ÷ 152.4m, đường kính từ 0.61 ÷ 1.22m. 36
  47. Hình 4.3. Thiết bị tách dạng Harp Type + Double Barrel Seperation: là thiết bị tách khí-lỏng có vận tốc lớn và loại bỏ slug trong đường ống có hiệu quả cao. Được dùng khí dòng lỏng có tốc độ rất chậm. Hình 4.4. Thiết bị tách dạng Double Barrel Inlet – Dòng khí nguyên liệu đi vào; Mist Extractor – Bộ lọc; Pressure Control Valve – Van kiểm soát áp suất; Gas out – Dòng khí; Liquid Out – Dòng lỏng; Inlet Diverter – Máng 37
  48. Trong trường hợp của đề tài, ta chọn thiết bị Slug Catcher dạng Harp Type do lượng lỏng chỉ tăng đột ngột khi lượng khí từ giàn nén trung tâm tăng lên. Sau thiết bị tách Slug Catcher, ta sử dụng bình tách 2 pha dạng thẳng đứng và thiết bị tách 3 pha nhằm mục đích tách ra được 3 dòng: + Dòng khí để tiếp tục đem xử lí ở các phân đoạn sau. + Dòng lỏng đi chưng cất. + Dòng nước. 4.2.2. Cụm Stabilizer Unit: Cụm này chỉ bao gồm một thiết bị tháp chưng cất có reboiler ở đáy. Tháp gồm 20 đĩa chụp (Bubble-Cap Trays) cao 12.19m, chảy tuần tự 1 pass. Nhiệm vụ chính của tháp này là thu hồi phần khí còn lại trong dòng lỏng được tách ra từ thiết bị tách 3 pha. Dòng khí này sẽ hòa chung với dòng khí từ cụm Seperation Unit đem đi làm ngọt. Dòng lỏng sẽ được đẩy thẳng qua cụm cuối cùng LPG Unit để thu hồi hỗn hợp BuPro và Condensate còn sót lại. 4.2.3. Cụm Acid Gas Cleaning Unit: Khí thiên nhiên sau khi ra khỏi mỏ dầu ngoài chứa hydrocacbon ra thường chứa rất nhiều mecratans (RHS), carbonyl sulfur (COS), cacbon dioxide (CO2), hydrogen sulfide (H2S) và cacbon disulfide (CS2). H2S và CO2 thường được xem là thành phần khí chua trong khí nguyên liệu vì khả năng hình thành acid khi hòa tan trong nước. Với khả năng này chúng có thể mài mòn các thiết bị làm bằng cacbon steel ở phía sau, đầu độc chất xúc tác từ đó làm giảm hiệu quả các quá trình xúc tác nên ta cần loại bỏ chúng. Dưới đây là một số phương pháp phổ biến để loại bỏ: + Hấp thụ hóa học bằng dung môi: Đây là phương pháp phổ biến nhất thường được sử dụng trong quá trình chế biến khí. Phương pháp này sử dụng các dung môi là những dung nước alkandamin: Monoethanol amine (MDEA), Diethanoladmine (DEA), Methyl diethanol admine (MDEA), Diglycol Amine (DGA), Diisopropanol amine (DIPA). Các dung môi này hoạt động dựa trên phản ứng hóa học của các hợp chất không mong muốn với các alkanolamin, là phần phản ứng hoạt động của chất hấp thụ. 38
  49. + Hấp thụ vật lý: Sử dụng các dung môi hữu cơ như propilen cacbonat, dimetyl ete politeienglicol (DMEPEG), N – metilpirrolidon, để hấp thụ và không xảy ra các phản ứng hóa học. Các chất hấp thụ này thường không sủi bọt, không ăn mòn thiết bị nhiều chất hấp thụ có nhiệt độ đông đặc thấp. Đây là điều quan trọng trường hợp áp dụng chúng ở các nước có điều kiện khí hậu lạnh. Nhược điểm của phương pháp này là cần phải bổ sung thêm các alkanolamin để làm sạch triệt để khí. + Hấp thụ vật lí và hóa học: bằng cách sử dụng đồng thời hỗn hợp các dung dịch nước alkanolamin với dung môi hữu cơ như sulfolan, metanol, để hấp thụ vật lí các hợp chất không mong muốn và hấp thụ hóa học bằng các Amine. Quá trình này kết hợp được nhiều ưu điểm của hấp thụ vật lí và hấp thụ hóa học. Nhược điểm của phương pháp này là chí phí đầu tư đắt. Ta sẽ lựa chọn phương pháp hấp thụ hóa học sử dụng dung môi DEA do nước ta là nước khí hậu nhiệt đới và dung môi rẻ phù hợp với nguồn nguyên liệu. Hình 4.5 trình bày đơn giản qui trình loại bỏ khí chua bằng DEA. Hình 4.5. Sơ đồ hấp thụ hóa học bằng DEA Absorber – Tháp hấp thụ; Regenerator – Tháp giải hấp; Pump – Bơm; Reboiler – Thiết bị đun sôi đáy tháp; Condenser – Thiết bị ngưng tụ đỉnh; Rich Amine – Dòng amine sau khi hấp thụ; Lean Amine – Dòng amine sau khi tái sinh; Sweet Gas – Khí ngọt; Acid Gas – Khí chua; Reflux – Dòng hồi lưu. 39
  50. 4.3.4. Cụm Dehydration Unit: Khí đồng hành và khí thiên nhiên khi khai thác từ dưới đất lên thường chứa một lượng hơi nước bão hòa và hàm lượng này phụ thuộc vào áp suất, nhiệt độ và thành phần của khí. Lượng hơi nước bão hòa có thể bị ngưng tụ tạo thành các chất tinh thể rắn (hydrat) đóng cục trong các hệ thống công nghệ xử lí khí sau này. Khí thiên nhiên thường được loại bỏ nước bằng một trong hai phương pháp sau đây: + Hấp thụ bằng glycol. + Hấp phụ bằng rây phân tử, Silical Gel hoặc nhôm hoạt tính (Activated Alumina). Hấp thụ bằng glycol là quá trình được sử dụng phổ biến nhất do hội tụ đủ các điều kiện trong đường ống dẫn khí sản phẩm (nhiên liệu, chênh cao độ, ). Quá trình hấp phụ chỉ áp dụng khi lượng hơi nước bão hòa có nồng độ rất thấp (0.1ppm hoặc thấp hơn) trong điều kiện nhiệt độ của quá trình xử lí thấp. Có 3 dung môi glycol thường được sử dụng trong quá trình loại bỏ nước: + Diethylene Glycol (DEG): C4H10O3. + Triethylene Glycol (TEG): C6H14O4. + Tetraethylene Glycol (TREG): C8H18O5. Ưu điểm Nhược điểm - Độ ẩm cao, khá bền khi có mặt các hợp - Tiêu hao do thất thoát chất lưu huỳnh, oxy và CO2 thường. cao hơn so với TEG. - Dung dịch đâm đặc không bị đông đặc. - Khi tái sinh rất khó thu được dung dịch có nồng DEG độ DEG lớn hơn 95%. - Nhiệt độ điểm sương thấp hơn so với khi sử dụng TEG. - Giá thành cao. - Độ hút ẩm cao. - Chi phí đầu tư cao. - Tạo được nhiệt độ điểm sương cao (27.8oC - Dung dịch TEG có khả TEG ÷47.3oC). năng tạo màng khi có mặt - Độ bền cao khi có bằng các hợp chất lưu các chất lỏng huỳnh, oxy và CO2 ở nhiệt độ bình thường. hydrocacbon nhẹ. 40
  51. - Khi tái sinh dễ dàng thu được dung dịch có - Độ hòa tan của nồng độ cao, khoảng 99%. hydrocacbon trong TEG - Dung dịch nồng độ cao không bị đông đặc. cao hơn so với DEG. - Áp suất hơi bão hòa thấp. Điều này có thể - Đắt. làm giảm lượng hydrocacbon mang theo - Độ nhớt cao hơn. TREG trong trường hợp khi nhiệt độ khí nguyên liệu cao quá 50 ÷60oC Bảng 4.1. Ưu, nhược điểm của các dung môi glycol Sơ đồ dưới đây trình bày qui trình loại bỏ nước bằng hấp thụ với dung môi Glycol Hình 4.6. Sơ đồ loại bỏ nước bằng phương pháp hấp thụ bằng dung môi glycol Glycol contactor – Tháp hấp thụ nước bằng glycol; Reboiler – Thiết bị gia nhiệt; Flash Tank – Bình chứa; Filter – Bộ lọc; Lean glycol – Dòng Glycol sạch; 41
  52. 4.3.5. Cụm ColdBox Unit: Đây là cụm thiết bị chính trong nhà máy sử dụng công nghệ GSP của hãng Orloff. Bao gồm: + Thiết bị trao đổi nhiệt dạng tấm. + Turbo-Expander. + Một chu trình làm lạnh sâu bằng propane. + Tháp Demethanzier. Nhiệm vụ chính của cụm là tách khí khô ra khỏi khí thiên nhiên và đẩy phần lỏng qua cụm LPG Unit để chế biến tiếp. Sơ đồ tổng quan có dạng như hình bên dưới. Hình 4.7. Sơ đồ khối cụm ColdBox Unit Inlet Gas – Khí đầu vào; Residue Gas to Compression – Khí khô thương phẩm; Subcooled – Thiết bị làm lạnh; Demethanzier – Tháp tách Metan. 42
  53. 4.3.6. Cụm LPG Unit: Đây là cụm thiết bị cuối cùng trong nhà máy. Bao gồm hai tháp tách Deethanzier và DeButanzier. Có nhiệm vụ tách riêng Ethane, BuPro và Condensate có trong dòng lỏng từ cụm Stabilizer Unit và ColdBox Unit ra sản phẩm riêng biệt. Do nhu cầu của thị trường không cần tách riêng Propane và Butan nên tháp Depropanezier chỉ đóng vai trò như đường dẫn. Sơ đồ khối của cụm: Hình 4.8. Sơ đồ khối cụm LPG Unit Deethanzier – Tháp tách C2; Debutanzier – Tháp tách C3, C4. 43
  54. Chương 5 THIẾT KẾ MÔ PHỎNG XÁC ĐỊNH QUY MÔ CÔNG SUẤT VÀ TÍNH TOÁN HIỆU QUẢ KINH TẾ 5.1. Mục tiêu của mô phỏng: Mục tiêu của việc thiết kế mô phỏng là mô phỏng lại một nhà máy hoạt động thực tế sử dụng công nghệ GSP của Orloff để thu hồi Sales Gas, Ethane, LPG và Condensate với nguồn nguyên liệu là từ bốn mỏ Sư Tử Trắng, Đại Hùng, Thiên Ưng và Sao Vàng-Đại Nguyệt được đưa về bờ từ đường ống Nam Côn Sơn 2 theo ba phương án công suất: + Phương án 1: công suất 10 triệu m3/d. + Phương án 2: công suất 7 triệu m3/d. + Phương án 3: công suất 5.7 triệu m3/d. Ba phương án công suất này được hãng Orloff đưa ra dựa trên kinh nghiệm thực tế. Sau khi mô phỏng xong thì kiểm tra sản phẩm có đạt tiêu chuẩn ASTM hay không và bắt đầu tính toán hiệu quả kinh tế. 5.2. Thông số khí nguyên liệu đầu vào: Thành phần khí nguyên liệu được dự báo như sau: Bảng 5.1. Thành phần khí nguyên liệu STT TU DH SV-DN AVG Nitrogen 0.1120 0.3780 0.4152 0.2619 0.2918 Carbon Dioxide 0.0760 5.6710 3.1215 5.5262 3.5987 Methane 81.5550 74.5110 78.3904 83.3983 79.4637 Ethane 9.8960 7.7040 8.5426 5.6441 7.9467 Propane 4.9960 4.5080 5.4560 3.3280 4.5720 i-Butane 0.9780 1.1130 1.2668 0.6516 1.0024 n-Butane 1.3640 1.3170 1.4158 0.7345 1.2078 Neo-Pentane 0.0040 0.0000 0.0000 0.0011 0.0013 i-Pentane 0.3350 0.5130 0.5026 0.2005 0.3878 n-Pentane 0.2990 0.3630 0.3198 0.1213 0.2758 Hexanes 0.1820 0.7910 0.2670 0.1058 0.3364 Mcyclopentane 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 Heptanes 0.1200 0.8470 0.2913 0.0186 0.3192 Octanes 0.0700 0.6080 0.0000 0.0011 0.1698 Nonanes 0.0130 0.3150 0.0000 0.0001 0.0820 Decane 0.0000 0.2410 0.0000 0.0000 0.0603 44
  55. Undecanes 0.0000 0.1370 0.0000 0.0000 0.0343 Dodecanes 0.0000 0.1200 0.0000 0.0000 0.0300 n-C13 0.0000 0.0980 0.0000 0.0000 0.0245 n-C14 0.0000 0.0810 0.0000 0.0000 0.0203 n-C15 0.0000 0.0660 0.0000 0.0000 0.0165 n-C16 0.0000 0.0420 0.0000 0.0000 0.0105 n-C17 0.0000 0.0210 0.0000 0.0000 0.0053 n-C18 0.0000 0.0180 0.0000 0.0000 0.0045 n-C19 0.0000 0.0180 0.0000 0.0000 0.0045 n-C20+* 0.0000 0.5210 0.0000 0.0000 0.1303 H2O 0.0000 0.0000 0.0105 0.0042 0.0037 H2S 0.0000 0.0000 0.0000 0.0021 0.0005 Total 100.000 100.002 100.000 99.999 100.000 Do nguồn khí nguyên liệu của nhà máy được lấy từ 4 mỏ nên thành phần khí của dòng nguyên liệu sẽ được tính trung bình của 4 mỏ. Sản lượng cung cấp khí hàng năm theo dự báo: Bảng 5.2. Sản lượng khí hằng năm theo dự báo Sao Tên mỏ Sư tử Thiên Đại Vàng - Tổng cung quy hoạch/ Đơn vị trắng Ưng Hùng Đại NCS2 Năm (pha 1) Nguyệt 2019 Tỷ m3/năm 0.35 0.11 0.05 0.38 0.9 2020 Tỷ m3/năm 0.49 0.46 0.26 1.14 2.35 2021 Tỷ m3/năm 0.49 0.46 0.22 1.14 2.31 2022 Tỷ m3/năm 0.84 0.44 0.19 1.14 2.61 2023 Tỷ m3/năm 1.4 0.41 0.15 1.14 3.11 2024 Tỷ m3/năm 1.4 0.37 0.11 1.14 3.01 2025 Tỷ m3/năm 1.4 0.27 0.09 1.14 2.9 2026 Tỷ m3/năm 1.4 0.22 0.08 1.06 2.76 2027 Tỷ m3/năm 1.4 0.17 0.07 0.78 2.42 2028 Tỷ m3/năm 1.4 0.12 0.06 0.64 2.22 2029 Tỷ m3/năm 1.26 0.11 0.05 0.63 2.05 2030 Tỷ m3/năm 0.58 0.08 0.03 0.58 1.28 2031 Tỷ m3/năm 0.48 0.00 0.03 0.48 0.99 2032 Tỷ m3/năm 0.41 0.00 0.02 0.39 0.83 2033 Tỷ m3/năm 0.35 0.00 0.02 0.33 0.7 2034 Tỷ m3/năm 0.29 0.00 0.00 0.28 0.57 2035 Tỷ m3/năm 0.26 0.00 0.00 0.24 0.5 45
  56. 5.3. Tiêu chuẩn ASTM: 5.3.1. Tiêu chuẩn khí khô thương phẩm: Khí thương phẩm còn gọi là khí khô là khí đã qua chế biến tách Bupro và Condensate đáp ứng được yêu cầu tiêu chuẩn kỹ thuật để vận chuyển bằng đường ống và thỏa mãn được các yêu cầu của khách hàng. Khí khô có thành phần chủ yếu là CH4 (≥ 90 %) và C2H4. Ngoài ra còn có lẫn các hydrocacbon nặng hơn và các khí H2, CO2, N2, Tùy theo qui trình chế biến mà thành phần sản phẩm có thể thay đổi. Tiêu chuẩn Khí khô thương phẩm được trình bày như trong bảng 5.3. Bảng 5.3. Tiêu chuẩn khí khô thương phẩm Mức chất Phương STT Tên chỉ tiêu Đơn vị tính lượng pháp thử Nhiệt độ điểm sương ở 45 ASTM 1 oC 5 barG, nhỏ hơn D1142-95 Nhiệt độ điểm sương của Tính toán 2 Hydrocacbon ở 45 barG, nhỏ oC 5 theo thành hơn phần khí Hàm lượng tạp chất có đường Phương 3 kính không lớn hơn 10mm, ppm 30 pháp trọng không lớn hơn lượng Hàm lượng lưu huỳnh tổng hợp ASTM 4 (H2S và Mercaptan), không lớn ppm 36 D2385-81 hơn ASTM 5 Hàm lượng lưu huỳnh ppm 24 D4810-99 Nhiệt trị toàn phần, không nhỏ ASTM 6 MJ/m3 37÷47 hơn D3855-98 Thành phần khí O2, nhỏ hơn ppm 7.5 7 N2 và CO2, nhỏ hơn %mol 6.6 ASTM C1, lớn hơn %mol 95 D1945-96 C2+, nhỏ hơn %mol 5 5.3.2. Tiêu chuẩn Ethane thương phẩm: Tiêu chuẩn Ethane thương phẩm được trình bày như trong bảng 5.4. 46
  57. Bảng 5.4. Tiêu chuẩn Ethane thương phẩm STT Tên chỉ tiêu Đơn vị tính Mức chất lượng 1 Hàm lượng C2, min %m 96 2 Hàm lượng C1, max %m 2 3 Hàm lượng C3+, max %m 2 4 Hàm lượng S ppm 400 5.3.3. Tiêu chuẩn LPG thương phẩm: Khí hóa lỏng gọi tắt là LPG, có thành phần chủ yếu là Propan và Butan được nén lại cho tới khi hoá lỏng (áp suất hơi bão hoà) ở một nhiệt độ nhất định để tồn chứa, vận chuyển. Khi từ thể khí chuyển sang thể lỏng thì thể tích của nó giảm khoảng 250 lần. Thành phần hoá học chủ yếu của LPG là các cấu tử C3 và C4 gồm có: Propan (C3H8): 60 % mol. Butan (C4H10): 40 % mol. Ngoài ra LPG còn chứa một lượng nhỏ cấu tử Ethane và Pentane, và chất tạo mùi Mercaptan (R-SH) với tỷ lệ phối trộn nhất định để khi rò rỉ có thể nhận biết. Tất cả các cấu tử đều tồn tại ở dạng lỏng, dưới áp suất trung bình và nhiệt độ môi trường. Đối với LPG đóng bình thì tuỳ theo điều kiện môi trường sử dụng từng vùng, từng nước mà yêu cầu thành phần của các cấu tử C3, C4 khác nhau. Ví dụ đối với những vùng có khí hậu lạnh, để đảm bảo khả năng hoá hơi khi sử dụng thì yêu cầu hàm lượng cấu tử C3 nhiều hơn C4. Và những nước có khí hậu nóng thì ngược lại. Đối với nhu cầu công nghiệp, chất lỏng thường được hoá hơi nhờ thiết bị gia nhiệt bên ngoài hỗ trợ. Thành phần của sản phẩm LPG chủ yếu vẫn là C3 và C4. Tiêu chuẩn LPG thương phẩm được trình bày trong bảng 5.5. Bảng 5.5. Tiêu chuẩn LPG thương phẩm Đơn vị Mức chất lượng Phương STT Tên chỉ tiêu tính Propane Butane BuPro pháp thử Áp suất hơi bão ASTM 1 hòa 37.8oC, tối kpa 1430 480 1430 D1267-95 đa Hàm lượng lưu ASTM 2 ppm 185 140 140 huỳnh max D2784-98 47
  58. Quan sát Hàm lượng nước 3 %KL Không có bằng mắt tự do thường Thành phần Hàm lượng Số liệu %mol - - Ethane báo cáo Hàm lượng 4 %mol 0.5 - - ASTM Butadien, max D2163 Hàm lượng C +, 5 %mol - 2.0 2.0 max Olefin %mol 0.5 Thành phần cặn ASTM 5 sau khi bốc hơi ml 0.05 0.05 0.05 D2158-97 100ml, max 5.3.4. Tiêu chuẩn Condensate thương phẩm: Condensate là hỗn hợp các hydrocacbon lỏng dễ bay hơi, có màu vàng rơm. Các hydrrocacbon này có phân tử lượng lớn hơn Propane và Butane, được gọi chung là C5+.Condensate thường được tách ra từ khí đồng hành hoặc khí tự nhiên. Trong điều kiện nhiệt độ và áp suất dưới mỏ Condensate tồn tại ở dạng khí, sau khi khai thác lên ở điều kiện thường nó tồn tại dưới dạng lỏng. Vì vậy nó được gọi là khí ngưng tụ. Thành phần cơ bản của Condensate là hydrocacbon no. Condensate còn chứa hydrocacbon mạch vòng, các nhân thơm, một số chất như H2S, Mercaptan, các muối vô cơ, các kim loại nặng, Các tạp chất này ảnh hưởng rất lớn tới giá trị sử dụng của Condensate do ảnh hưởng của chúng tới quy trình công nghệ chế biến. Để đảm bảo các đặc tính kinh tế, kỹ thuật vận chuyển, tàng trữ và chế biến Condensate phải được ổn định theo các tiêu chuẩn thương mại, trong đó quan trọng nhất là tiêu chuẩn áp suất hơi bão hoà. Tiêu chuẩn Condensate thương phẩm được trình bày như trong bảng 5.6. Bảng 5.6. Tiêu chuẩn Condensate thương phẩm Đơn vị Phương STT Tên chỉ tiêu Mức chất lượng tính pháp thử ASTM 1 Tỷ trọng ở 15oC kg/l Số liệu báo cáo D1298-99 48
  59. Áp suất hơi bão hòa ở ASTM 2 psi 12.1 37.8oC D323.99 ASTM 3 Hàm lượng lưu huỳnh, max %m 0.15 D1266-98 ASTM 4 Hàm lượng nước tự do % thể tích Không có D95-99 ASTM 5 Tổng hàm lượng acid, max MgKOH/g 0.033 D974-95 ASTM 6 Trị số Octan min 55 D2699- 95a Chưng cất IBP, max oC 45 7 FBP, max oC 180 ASTM Hàm lượng cặn và hao hụt, D86-96 %Vol 2.5 max 5.4. Mô phỏng: Trong phạm vi đồ án này, tôi lựa chọn phương trình trạng thái Peng-Robinson để tính toán. Mặc dù HYSYS cho phép lựa chọn các phương trình trạng thái phiên bản cải tiến của Peng-Robinson (như Soave-Redlich-Kwong hay PRSV) nhưng những phương trình này chỉ nên áp dụng khi yêu cầu độ chính xác cao và có một số giới hạn về áp suất, nhiệt độ tối đa của dòng công nghệ. Sự giới hạn này được trình bày trong bảng 5.7. Bảng 5.7. So sánh giới hạn của phương trình trạng thái PR và SRK Nhiệt độ Áp suất Phương trình (oF) (oC) (Psia) (kPa) PR > - 456 >-271 - 225 >-143 < 5,000.00 < 35,000.00 49
  60. 5.4.1. Thực hiện mô phỏng: Sử dụng Aspen HYSYS làm công cụ để mô phỏng ta thu được kết quả như sau: Hình 5.1. Sơ đồ mô phỏng tổng của nhà máy Seperation Unit – Cụm tách khí đầu vào; Acid Gas Cleaning Unit – Cụm loại bỏ CO2, H2S; Dehydration Unit – Cụm tách nước; ColdBox Unit – Cụm tách khí khô; LPG Unit – Cụm tách Ethane, LPG và Condensate. 50
  61. Hình 5.2. Sơ đồ mô phỏng cụm Seperation Unit SlugCatcher – Thiết bị tách đầu vào; V-02 – Thiết bị tách 2 pha; VLV-100 – Van giảm áp; V-01 – Thiết bị tách 3 pha; K-100 – Máy nén. 51
  62. Hình 5.3. Sơ đồ mô phỏng cụm Stabilizer Unit Stabilizer – Tháp ổn định. 52
  63. Hình 5.4. Sơ đồ mô phỏng cụm Acid Gas Cleaning Unit V-100 – Thiết bị tách 2 pha; Contactor Twr – Tháp hấp thụ; VLV-100, VLV-01 – Van giảm áp; H flash Drum, M flash drum – Bình tách 2 pha; Regen Twr – Tháp giải hấp; P-100 – Bơm; Cooler 01 – Thiết bị làm lạnh; Heat Exchanger 00 – Thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống. 53
  64. Hình 5.5. Sơ đồ mô phỏng cụm Dehydration Unit Do HYSYS chưa có khả năng mô phỏng cụm thiết bị tách nước nên ta sẽ sử dụng Compoment Splitter để mô phỏng cho cụm này 54
  65. Hình 5.6. Sơ đồ mô phỏng cụm ColdBox Unit E-100 – Thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống; Cooler 00, 01, 02, Chiller 00 – Thiết bị làm lạnh; K-100, Comp – Máy nén; LNG-100, LNG-101 – Thiết bị trao đổi dạng tấm; C-01 – Tháp tách Demethanzier; VLV-100, VLV-101 – Van giảm áp; Expander 00, Comp 01- Turbo Expander. 55
  66. Hình 5.7. Sơ đồ mô phỏng cụm LPG Unit VLV-100, VLV-101 – Van giảm áp; C-02 – Tháp tách Deethanzier; C-03 – Tháp tách Debutanzier; Heater 00 – Thiết bị gia nhiệt. 56
  67. Ở Seperation Unit, dòng công nghệ FeedStock có thành phần được khai báo như bảng 5.1 sẽ đi vào nhà máy với áp suất 110 bar nhiệt độ 20oC. Các thông số mô phỏng hiệu chỉnh trong cụm này được trình bày như bảng dưới: Liq To V- q To VLV-00 To AGCU V-01 Liq 01 Nhiệt - 20 9.444 21.14 25.96 độ(oC) Áp suất - 110 45 110 45 (bar) Lưu lượng - 367,100 367,100 9,775,000 216,100 (m3/d) Công 1,500,000 - - - - (kJ/h) Ở Stabilizer Unit, dòng lỏng V-01 đi từ cụm Seperation Unit sang sẽ được chưng một lần nữa qua tháp chưng cất Stabilizer để tách lượng lỏng còn sót lại. Thông số hoạt động của tháp được trình bày như bảng dưới Stabilizer Twr Số đĩa 20 Nhiệt độ đỉnh 25.81 C Nhiệt độ đáy 94.23 C Áp suất đỉnh 44 Bar Áp suất đáy 45 Bar Chênh áp Reboiler 20 kPa Ở Acid Gas Cleaning Unit, các thông số mô phỏng được trình bày như sau: Tháp Contactor Twr Số đĩa 20 Nhiệt độ đỉnh 35 C Nhiệt độ đáy 70 C Áp suất đỉnh 44 Bar Áp suất đáy 45 Bar Tháp Regen Twr Số đĩa 18 Nhiệt độ đỉnh 100 C Nhiệt độ đáy 125 C Áp suất đỉnh 190 kPa Áp suất đáy 220 kPa 57
  68. Đĩa nhập liệu 4 Hàm lượng CO2 0.15 Hàm lượng H2S 0.80 Chênh áp ở Condenser 15 kPa Tỉ số hồi lưu 1.5 Nhiệt độ ở Condenser 50 C Công Reboiler 13,000,000 kJ/h Thiết bị trao đổi nhiệt Heat Exchanger 00 Chênh áp bên trong 35 kPa Chênh áp bên ngoài 35 kPa Chế độ hoạt động Simple Weighted VLV-100 Chênh áp 500 kPa VLV-00 Chênh áp 3380 kPa Thiết bị làm mát Cooler 01 Chênh áp 35 kPa Bơm P-100 Hiệu suất làm việc 75 % Ở cụm ColdBox Unit, thông số mô phỏng được trình bày như bảng: Tháp C-01 Số đĩa 20 Nhiệt độ đỉnh -90 C Nhiệt độ đáy 60 C Áp suất đỉnh 34 Bar Áp suất đáy 35.2 Bar Đĩa nhập liệu 1,2,5,12 Dòng hồi lưu ở đĩa 8,9 Hàm lượng C1 ở đỉnh 0.01 %mol Hàm lượng C1 ở đáy 0.98 %mol Hàm lượng C2 ở đỉnh 0.01 %mol Tốc độ hồi lưu 34050 M3/d Tỉ lệ hồi lưu 1.5 E-100 Chênh áp 35 kPa Min Approach 5 C Cooler 00 Chênh áp 35 kPa LNG-100 Chênh áp 58
  69. Inlet-2 20 kPa 18-19 20 kPa 9-10 0 kPa Min Approach 5 C TurboExpander Chênh áp của Expander 4890 kPa Set-1 0.7 LNG-101 Chênh áp 6-18 20 kPa 8-RCY-13 40 kPa K-100 Áp suất dòng Sales Gas 6000 kPa Ở cụm LPG Unit, thông số mô phỏng được trình bày như bảng: Tháp C-02 Số đĩa 19 Nhiệt độ đỉnh -8.35 C Nhiệt độ đáy 79.47 C Áp suất đỉnh 1850 kPa Áp suất đáy 1900 kPa Hàm lượng C3 ở đỉnh 0.02 %mol Hàm lượng C2 ở đáy 0.01 %mol Tháp C-03 Số đĩa 32 Nhiệt độ đỉnh 37.24 C Nhiệt độ đáy 160 C Áp suất đỉnh 1000 kPa Áp suất đáy 1050 kPa Hàm lượng C5 ở đỉnh 0.02 %mol Hàm lượng C4 ở đáy 0.03 %mol Heater 00 Chênh nhiệt 9.978 C VLV-101 Chênh áp 550 kPa VLV-100 Chênh áp 1650 kPa Chi tiết các thông số mô phỏng của các cụm thiết bị trong HYSYS được đính kèm ở phụ lục F – Thông số mô phỏng. 59
  70. 5.4.2. Kết quả thu được: Công suất 10 triệu m3/d: Bảng 5.8. Thông số nguyên liệu và sản phẩm trường hợp công suất 10 triệu m3/d Tính chất FeedStock Sales Gas Ethane BuPro Condensate Nhiệt 20.00 46.50 -8.347 52.3 162 độ(OC) Áp suất 11,000 6000 1850 1400 1500 (kPa) 10,000,000.00 8,305,000.00 636 1287 632.6 Lưu lượng m3/d m3/d tonne/d tonne/d tonne/d Hàm lượng - 0.9542 0.0069 - - C1(%m) Hàm lượng - 0.0368 0.9669 - - C2(%m) Hàm lượng - - - 0.6483 - C3(%m) Hàm lượng - - - 0.3388 0.03 C4(%m) Hàm lượng - - - - 0.97 C5+(%m) Công suất 7 triệu m3/d: Bảng 5.9. Thông số nguyên liệu và sản phẩm trường hợp công suất 7 triệu m3/d Tính chất FeedStock Sales Gas Ethane BuPro Condensate Nhiệt 20.00 46.50 -8.347 52.3 162 độ(OC) Áp suất 11,000 6000 1850 1400 1500 (kPa) 7,000,000.00 5,810,000.00 443.7 898 441.8 Lưu lượng m3/d m3/d tonne/d tonne/d tonne/d Hàm lượng - 0.9539 0.0069 - - C1(%m) 60
  71. Hàm lượng - 0.0369 0.9677 - - C2(%m) Hàm lượng - - - 0.6480 - C3(%m) Hàm lượng - - - 0.3396 0.03 C4(%m) Hàm lượng - - - - 0.97 C5+(%m) Công suất 5.7 triệu m3/d: Bảng 5.10. Thông số nguyên liệu và sản phẩm trường hợp công suất 5.7 triệu m3/d Tính chất FeedStock Sales Gas Ethane BuPro Condensate Nhiệt 20.00 46.50 -8.347 52.3 162 độ(OC) Áp suất 11,000 6000 1850 1400 1500 (kPa) 5,700,000.00 4,727,000.00 360 730 358.4 Lưu lượng m3/d m3/d tonne/d tonne/d tonne/d Hàm lượng - 0.9539 0.0069 - - C1(%m) Hàm lượng - 0.0368 0.9683 - - C2(%m) Hàm lượng - - - 0.6478 - C3(%m) Hàm lượng - - - 0.3399 0.03 C4(%m) Hàm lượng - - - - 0.97 C5+(%m) Từ ba kết quả này ta sẽ tính lưu lượng sản phẩm theo từng năm cụ thể trong từng trường hợp. Bảng số liệu chi tiết được đính kèm ở Phụ lục A – Sản lượng hàng năm. 61
  72. 5.5. Cách tính doanh thu các sản phẩm của nhà máy: Khí nguyên liệu và khí khô được quy từ m3/năm về MMBTU/năm theo công thức: 푆퐿 ∗ ∗ 947.8147 ∗ Đ = 106 NT: Nhiệt trị (MJ/m3). Đối với Khí thiên nhiên là 46MJ/m3, Khí khô là 39MJ/m3. SL: Sản lượng tính theo tỷ m3/năm. ĐG: Đơn giá (USD/MMBTU): bao gồm chi phí vận chuyển và giá mua. DT: Doanh thu (USD/năm). Nhiệt trị của khí khô được lấy từ phần mềm HYSYS thông qua giá trị của thông số HHV Vol. Basis của dòng công nghệ FeedStock và Sales Gas. Giá Ethane, LPG, Condensate tính theo USD/tấn. Do nhà máy hàng năm phải bảo dưỡng sửa chữa định kì hàng năm nên số ngày hoạt động của nhà máy được tính là 350 ngày. Danh sách chi tiết giá cả của các sản phẩm qua các năm có thể tìm thấy ở Phụ lục B – Doanh thu hàng năm. 5.6. Tổng vốn đầu tư ban đầu cho từng công suất: Ta sử dụng phần mềm Aspen Process Economic Analyzer v9.0 để lấy dữ liệu từ trường mô phỏng để liên kết với cơ sở dữ liệu và ước tính giá ban đầu cho từng công suất. Sau đó, nhân với 10% dự phòng phí và 10% thuế VAT, ta có được bảng sau: Bảng 5.11. Tổng vốn đầu tư cho ba công suất của nhà máy Công suất (m3/d) 10 triệu 7 triệu 5.7 triệu Tổng vốn đầu tư (USD) 275,429,088.60 192,800,362.02 156,994,580.50 Dự phòng phí 10% là chi phí dự trù trong trường hợp giá vật tư thiết bị của nhà máy tăng làm vượt tổng vốn đầu tư ban đầu. Danh sách thiết bị và giá cả từng thiết bị có thể tìm thấy Phụ lục C – Vốn đầu tư. 5.7. Hiệu quả kinh tế: Để đánh giá một dự án có có lãi hay không, ta thường dùng hai chỉ số tỷ suất thu hồi vốn nội bộ (IRR – Internal Rate Return) và giá trị hiện tại ròng (NPV – Net Present Value). 62
  73. Ưu điểm: Tỷ suất thu hồi vốn nội bộ là chỉ tiêu hay được sử dụng để mô tả tính hấp dẫn của dự án vì IRR là chỉ tiêu thể hiện tính lợi nhuận của dự án, một mặt nó biểu hiện lãi suất mà dự án mang lại trên vốn đầu tư, mặc khác nó thể hiện tỷ lệ vay vốn tối đa mà dự án có thể chấp nhận được. Đây là ưu điểm quan trọng nhất. Việc sử dụng tiêu chuẩn này thích hợp với trường hợp vì lý do nào đó người đánh giá muốn tránh việc xác định tỷ suất chiết khấu cụ thể dùng để đánh giá trị hiện tại ròng của dự án. Muốn tính được hai chỉ số này ta lập bảng phân tích tài chính cho ba phương án công suất của nhà máy dựa theo tổng vốn đầu tư ban đầu, giá nguyên liệu, giá các sản phẩm và các loại thuế. Bảng tính chi tiết được đính kèm trong Phụ lục D – Phân tích tài chính. Sau khi tính toán, ta có thời gian hoàn vốn của nhà máy của ba phương án như sau: Bảng 5.12. Thời gian hoàn vốn của ba phương án Phương án 10 triệu m3/d 7 triệu m3/d 5.7 triệu m3/d Thời gian hoàn vốn (năm) 7 5 5 Ta vẽ được hai đồ thị IRR và NPV tương ứng với ba phương án công suất như sau: 63
  74. Đồ thị 5.1. Chỉ số IRR của ba phương án công suất IRR 45% 40% 35% 30% 25% 20% 15% Phương án 1 Phương án 2 Phương án 3 IRR 21% 38% 40% Đồ thị 5.2. Chỉ số NPV của ba phương án công suấts NPV $500,000,000.00 $450,000,000.00 $400,000,000.00 $350,000,000.00 $300,000,000.00 $250,000,000.00 $200,000,000.00 Phương án 1 Phương án 2 Phương án 3 NPV $229,107,434.59 $462,937,602.08 $415,366,580.64 64
  75. Đồ thị 5.3. Chỉ số IRR và NPV của ba phương án công suất IRR và NPV $50.00 45% $45.00 40% $40.00 35% $35.00 30% $30.00 25% $25.00 20% $20.00 (%) IRR 15% NPV (x10^7 NPV (x10^7 USD) $15.00 $10.00 10% $5.00 5% $- 0% Phương án 1 Phương án 2 Phương án 3 NPV $22.91 $46.29 $41.54 IRR 21% 38% 40% NPV IRR Nhận xét: Dựa vào đồ thị ta sẽ chọn phương án 2: Công suất 7 triệu m3/d. Vì những lí do sau đây: Phương án 1 có giá trị chỉ số IRR và giá trị NPV thấp nhất trong cả ba phương án công suất và bằng một nửa so với phương án 2. Nguyên nhân là do Phương án này có tổng mức đầu tư cao nhất trong khi chỉ vận hành được tối đa vào khoảng 80-90% công suất. Hơn nữa khoảng 04 năm cuối từ 2032-2035 lưu lượng qua nhà máy thấp hơn mức lưu lượng tối thiểu để duy trì hoạt động của Nhà máy theo công nghệ bản quyền GSP nên vòng đời của dự án bị rút ngắn xuống 13 năm – thấp hơn 02 năm so với 02 phương án công suất 7.0 triệu m3/ngày và 5.7 triệu m3/ngày Phương án 3 mặc dù chỉ số IRR cao nhất trong các phương án nhưng giá trị NPV lại thấp hơn (khoảng 47.5 triệu USD) so với phương án 2. Nguyên nhân là do phương án này công suất chế biến khi thấp. Giai đoạn từ 2020 ÷ 2029, không thể chế biến tối đa lượng khí về bờ để thu hồi các sản phẩm như Etan, LPG và Condensate dẫn đến doanh thu và lợi nhuận thu lại thấp hơn phương án 2. Mặc dù tỷ suất lợi nhuận cao hơn phương án 2 nhưng do doanh thu và lợi nhuận giảm nên chỉ số doanh thu nhập thuần NPV thấp hơn phương án 2. 65
  76. Xét về mặt tổng thể phương án 2 với công suất 7 triệu m3/ngày có chỉ số IRR 38% - thấp hơn phương án 3 công suất 5.7 triệu m3/ngày nhưng lại có chỉ số NPV cao nhất (462.9 triệu USD so với 415.3 triệu USD của phương án 3) và có thời gian hoàn vốn nhanh hơn phương án 1. Nên đây là phương án cấu hình công suất tối ưu nhất được lựa chọn để đầu tư nhà máy chế biến khí. Ưu điểm của phương pháp này là cho phép chế biến được tối đa lượng khí qua nhà máy, vòng đời của dự án cũng đạt 15 năm tương tự như phương án 3 công suất 5.7 triệu m3/ngày. Với cấu hình công suất như trên việc đầu tư nhà máy chế biến khí sẽ đem lại hiệu quả cao thể hiện qua các chỉ số sau: + Công suất nhà máy 7.0 triệu m3/ngày. + Tổng mức đầu tư: 192.8 triệu USD. + IRR: 38%, NPV 462.9 triệu USD. + Thời gian thu hồi vốn là 05 năm. 66
  77. KẾT LUẬN 1. Trên cơ sở đánh giá thành phần của nguồn khí nguyên liệu đầu vào, yêu cầu chất lượng sản phẩm đầu ra và các yêu cầu về an toàn vận hành nhà máy chế biến khí, tôi đã xây dựng được hệ thống cụm thiết bị công nghệ chính trong nhà máy chế biến khí để đảm bảo chất lượng chất lượng sản phẩm khí và hiệu quả thu hồi các sản phẩm khí cụ thể như sau: - Cụm xử lí tách khí – lỏng đầu vào. - Các cụm thiết bị làm sạch khí như xử lí tách thủy ngân, làm ngọt khí bằng MEA, làm khô khí bằng chất hấp phụ. - Cụm làm lạnh và hóa lỏng C2+ và cụm chưng cất. 2. Trong các cụm thiết bị chính của nhà máy thì cụm làm lạnh và hóa lỏng C2+ là cụm thiết bị quan trọng nhất của nhà máy quyết định đến hiệu suất thu hồi sản phẩm lỏng và hiệu quả hoạt động của nhà máy. Căn cứ vào nguồn nguyên liệu khí đầu vào và trên cơ sở đánh giá, nghiên cứu các công nghệ chế biến khí hiện đang được áp dụng trên thế giới đã đề xuất lựa chọn công nghệ GSPcủa nhà cung cấp bản quyền Ortloff (UOP Mỹ) là công nghệ tối ưu nhất do đảm bảo được tỷ lệ thu hồi các sản phẩm có giá trị kinh tế cao (Etan ≥80%, LPG ≥ 96%). Ngoài ra công nghệ này còn có ưu điểm là có thể linh hoạt chuyển đổi qua lại giữa các chế độ vận hành có thu hồi sản phẩm Etan và không có thu hồi sản phẩm Etan tùy thuộc vào nhu cầu của thị trường cũng như hoạt động của nhà máy sản xuất Etylen từ Etan. 3. Kết quả tính toán mô phỏng các chỉ tiêu về kinh tế và kỹ thuật cho thấy phương án đầu tư nhà máy với qui mô công suất 7.0 triệu m3/ngày là phương án tối ưu nhất. Nhà máy được thiết kế dưới dạng các mô đun được chế tạo sẵn để vận chuyển về lắp đặt tại công trường nhằm rút ngắn thời gian thi công lắp đặt và đáp ứng tiến độ nhận khí vào năm 2019. Với phương án qui mô công suất này các chỉ tiêu về kinh tế kỹ thuật của nhà máy như sau: - Công suất nhà máy: 7.0 triệu m3/ngày. - Sản lượng khí khô: 5.81 triệu m3/ngày. 67
  78. - Sản lượng Etan: 443.7 tấn/ngày. - Sản lượng LPG: 898 tấn/ngày. - Sản lượng Condensate: 441.8 tấn/ngày. - Tổng mức đầu tư: 192.8 triệu USD. - Chỉ số IRR: 38%, giá trị NPV 462.9 triệu USD. - Thời gian thu hồi vốn là 05 năm. 4. Qua đề tài này, em đã nắm bắt và hiểu quy trình xây dựng một nhà máy chế biến khí. Từ việc lựa chọn công nghệ cho đến tính toán hiệu quả kinh tế tối ưu trong từng trường hợp công nghệ. 68
  79. TÀI LIỆU THAM KHẢO Tiếng Việt [1]. Hoàng Minh Nam, Nguyễn Văn Phước, Nguyễn Đình Soa, Phan Minh Tân. Công nghệ chế biến khí thiên nhiên và khí dầu mỏ. Tiếng Anh [2]. GPA Global (2013). Gas Processors Suppliers Association – Enegineering Data Book. [3]. John M. Cambell (2014). Gas Conditioning and Processing Vol 1,2 – 9th. [4]. Iván Darío Gil Chaves, Javier Ricardo Guevara, López, José Luis García Zapata, Alexander Leguizamón Robayo, Gerardo Rodríguez Nino (2015). Process Analysis and Simulation in Chemical Enegineering. [5]. AspenTech (2016). Aspen HYSYS v9.0 Manual. [6]. Max S. Peters, Klaus D. Timmerhaus (1991). Plant design and economics for chemical enegineers. 69
  80. Phụ lục A – Sản lượng hàng năm Phụ lục B – Doanh thu hàng năm Phụ lục C – Vốn đầu tư Phụ lục D – Phân tích tài chính Phụ lục E – Đơn giá khí và sản phẩm qua hàng năm Phụ lục F – Thông số mô phỏng 70
  81. 1 Case Name: finalproject_update compoment.hsc 2 LEGENDS 3 Bedford, MA Unit Set: LanhHoang1 4 USA Date/Time: Tue Jul 04 13:33:55 2017 5 6 7 Mixer:MIX-100 8 9 CONNECTIONS 10 11 Inlet Stream 12 13 STREAM NAME FROM UNIT OPERATION 14 SlugCatcher Liq 3 Phase Separator SlugCatcher 15 V-02 Liq Separator V-02 16 Outlet Stream 17 18 STREAM NAME TO UNIT OPERATION 19 To VLV-00 Valve VLV-100 20 CONDITIONS 21 22 Name SlugCatcher Liq V-02 Liq To VLV-00 23 Vapour 0.0000 0.0000 0.0000 24 Temperature (C) 20.0000 20.0000 20.0000 25 Pressure (kPa) 11000.0000 11000.0000 11000.0000 26 Molar Flow (m3/d_(gas)) 367146.6685 0.0000 367146.6685 27 Mass Flow (tonne/d) 808.8580 0.0000 808.8580 28 Std Ideal Liq Vol Flow (m3/h) 61.1365 0.0000 61.1365 29 Molar Enthalpy (kJ/kgmole) -1.491e+005 -2.865e+005 -1.491e+005 30 Molar Entropy (kJ/kgmole-C) 134.6 52.36 134.6 31 Heat Flow (kJ/h) -9.6452e+07 0.0000e-01 -9.6452e+07 32 33 3 Phase Separator:SlugCatcher 34 35 CONNECTIONS 36 37 Inlet Stream 38 39 Stream Name From Unit Operation 40 FeedStock Material Stream: FeedStock @Main 41 Outlet Stream 42 43 Stream Name To Unit Operation 44 SlugCatcher Vap Separator: V-02 45 SlugCatcher Liq Mixer: MIX-100 46 SlugCatcher Water 47 Energy Stream 48 49 Stream Name From Unit Operation 50 51 PARAMETERS 52 53 Vessel Volume: Level SP: 50.00 % Liquid Volume: 54 Vessel Pressure: 1.100e+004 kPaPressure Drop: 0.0000 kPa Duty: 0.0000 kJ/h Heat Transfer Mode: Heating 55 CONDITIONS 56 57 Name FeedStock SlugCatcher Liq SlugCatcher Vap SlugCatcher Water 58 Vapour 0.9624 0.0000 1.0000 0.0000 59 Temperature (C) 20.0000 20.0000 20.0000 20.0000 60 Pressure (kPa) 11000.0000 11000.0000 11000.0000 11000.0000 61 Molar Flow (m3/d_(gas)) 10000000.0000 367146.6685 9623527.1363 9326.1953 62 Mass Flow (tonne/d) 9303.7444 808.8580 8487.7690 7.1174 63 Std Ideal Liq Vol Flow (m3/h) 1062.1288 61.1365 1000.6950 0.2973 64 Molar Enthalpy (kJ/kgmole) -9.593e+004 -1.491e+005 -9.371e+004 -2.865e+005 65 Molar Entropy (kJ/kgmole-C) 140.5 134.6 140.8 52.36 66 Heat Flow (kJ/h) -1.6904e+09 -9.6452e+07 -1.5893e+09 -4.7093e+06 67 68 69 Aspen Technology Inc. Aspen HYSYS Version 9 Page 1 of 3 Licensed to: LEGENDS * Specified by user.
  82. 1 Case Name: finalproject_update compoment.hsc 2 LEGENDS 3 Bedford, MA Unit Set: LanhHoang1 4 USA Date/Time: Tue Jul 04 13:33:55 2017 5 6 7 3 Phase Separator:V-01 8 9 CONNECTIONS 10 11 Inlet Stream 12 13 Stream Name From Unit Operation 14 Liq To V-01 Valve: VLV-100 15 Outlet Stream 16 17 Stream Name To Unit Operation 18 V-01 Vap Compressor: K-100 19 V-01 Liq Material Stream: V-01 Liq To Stabilizer @Main 20 V-01 Water 21 Energy Stream 22 23 Stream Name From Unit Operation 24 q 25 PARAMETERS 26 27 Vessel Volume: Level SP: 50.00 % Liquid Volume: 28 Vessel Pressure: 4500 kPa Pressure Drop: 0.0000 kPa Duty: 1.500e+006 *kJ/hHeat Transfer Mode: Heating 29 CONDITIONS 30 31 Name Liq To V-01 V-01 Liq V-01 Vap V-01 Water 32 Vapour 0.3570 0.0000 1.0000 0.0000 33 Temperature (C) 9.4441 25.9553 25.9553 25.9553 34 Pressure (kPa) 4500.0000 4500.0000 4500.0000 4500.0000 35 Molar Flow (m3/d_(gas)) 367146.6685 216064.3670 151082.3015 0.0000 36 Mass Flow (tonne/d) 808.8580 670.1086 138.7495 0.0000 37 Std Ideal Liq Vol Flow (m3/h) 61.1365 45.1215 16.0150 0.0000 38 Molar Enthalpy (kJ/kgmole) -1.491e+005 -1.827e+005 -9.532e+004 -2.862e+005 39 Molar Entropy (kJ/kgmole-C) 137.8 139.3 154.9 54.03 40 Heat Flow (kJ/h) -9.6452e+07 -6.9573e+07 -2.5379e+07 0.0000e-01 41 42 Separator:V-02 43 44 CONNECTIONS 45 46 Inlet Stream 47 48 Stream Name From Unit Operation 49 SlugCatcher Vap 3 Phase Separator: SlugCatcher 50 Outlet Stream 51 52 Stream Name To Unit Operation 53 V-02 Vap Mixer: MIX-101 54 V-02 Liq Mixer: MIX-100 55 Energy Stream 56 57 Stream Name From Unit Operation 58 59 PARAMETERS 60 61 Vessel Volume: Level SP: 50.00 % Liquid Volume: 62 Vessel Pressure: 1.100e+004 kPaPressure Drop: 0.0000 kPa Duty: 0.0000 kJ/h Heat Transfer Mode: Heating 63 CONDITIONS 64 65 Name SlugCatcher Vap V-02 Liq V-02 Vap 66 Vapour 1.0000 0.0000 1.0000 67 Temperature (C) 20.0000 20.0000 20.0000 68 Pressure (kPa) 11000.0000 11000.0000 11000.0000 69 Aspen Technology Inc. Aspen HYSYS Version 9 Page 2 of 3 Licensed to: LEGENDS * Specified by user.
  83. 1 Case Name: finalproject_update compoment.hsc 2 LEGENDS 3 Bedford, MA Unit Set: LanhHoang1 4 USA Date/Time: Tue Jul 04 13:33:55 2017 5 6 7 Separator:V-02 (continued) 8 9 CONDITIONS 10 11 Molar Flow (m3/d_(gas)) 9623527.1363 0.0000 9623527.1363 12 Mass Flow (tonne/d) 8487.7690 0.0000 8487.7690 13 Std Ideal Liq Vol Flow (m3/h) 1000.6950 0.0000 1000.6950 14 Molar Enthalpy (kJ/kgmole) -9.371e+004 -2.865e+005 -9.371e+004 15 Molar Entropy (kJ/kgmole-C) 140.8 52.36 140.8 16 Heat Flow (kJ/h) -1.5893e+09 0.0000e-01 -1.5893e+09 17 18 Mixer:MIX-101 19 20 CONNECTIONS 21 22 Inlet Stream 23 24 STREAM NAME FROM UNIT OPERATION 25 V-02 Vap Separator V-02 26 2 Compressor K-100 27 Outlet Stream 28 29 STREAM NAME TO UNIT OPERATION 30 To AGCU Material Stream To AGCU 31 CONDITIONS 32 33 Name V-02 Vap 2 To AGCU 34 Vapour 1.0000 1.0000 1.0000 35 Temperature (C) 20.0000 102.6164 21.1397 36 Pressure (kPa) 11000.0000 11000.0000* 11000.0000 37 Molar Flow (m3/d_(gas)) 9623527.1363 151082.3015 9774609.4377 38 Mass Flow (tonne/d) 8487.7690 138.7495 8626.5185 39 Std Ideal Liq Vol Flow (m3/h) 1000.6950 16.0150 1016.7100 40 Molar Enthalpy (kJ/kgmole) -9.371e+004 -9.257e+004 -9.370e+004 41 Molar Entropy (kJ/kgmole-C) 140.8 156.7 141.0 42 Heat Flow (kJ/h) -1.5893e+09 -2.4647e+07 -1.6139e+09 43 44 45 46 47 48 49 50 51 52 53 54 55 56 57 58 59 60 61 62 63 64 65 66 67 68 69 Aspen Technology Inc. Aspen HYSYS Version 9 Page 3 of 3 Licensed to: LEGENDS * Specified by user.
  84. 1 Case Name: finalproject_update compoment.hsc 2 LEGENDS 3 Bedford, MA Unit Set: LanhHoang1 4 USA Date/Time: Tue Jul 04 13:34:13 2017 5 6 7 Reboiled Absorber:Stabilizer @StabU 8 9 CONNECTIONS 10 11 Inlet Stream 12 STREAM NAME Stage FROM UNIT OPERATION 13 Q Reb Stabilizer Reboiler 14 V-01 Liq To Stabilizer 1__Main Tower Material Stream V-01 Liq To Stabilizer 15 Outlet Stream 16 STREAM NAME Stage TO UNIT OPERATION 17 Vap Stabilizer 1__Main Tower Material Stream Vap Stabilizer 18 Liq Stabilizer Reboiler Material Stream Liq Stabilizer 19 MONITOR 20 21 Specifications Summary 22 Specified Value Current Value Wt. Error 23 Boilup Ratio 0.3000* 0.8636 -0.5636 24 %C1 at Btm 2.000e-002* 1.999e-002 -2.039e-004 25 Temperature 120.0 C* 168.7 C 9.733e-002 26 Wt. Tol. Abs. Tol. Active Estimate Used 27 Boilup Ratio 1.000e-002 1.000e-002 Off On Off 28 %C1 at Btm 1.000e-002 1.000e-003 On On On 29 Temperature 1.000e-002 1.000 C Off On Off 30 SPECS 31 32 Column Specification Parameters 33 Boilup Ratio 34 35 Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: Upper Bnd: 36 Stage: Reboiler Basis: Molar 37 %C1 at Btm 38 39 Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: Upper Bnd: 40 Stage: Flow Basis: Mole Fraction Phase: Vapour 41 Components: Methane 42 Temperature 43 44 Fix/Rang: Fixed Prim/Alter: Primary Lower Bnd: Upper Bnd: 45 Stage: Reboiler 46 SUBCOOLING 47 48 49 Degrees of Subcooling 50 Subcool to 51 ACTIVE INTERNAL OPTION:Internals-1@Main Tower@COL6 52 53 Tray / Packing Number Packing Packing Packing Tray Spacing / 54 Name Start Stage End Stage Mode Internals Type of Vendor Material Dimension Section Packed Height Diameter 55 Passes (m) (m) 56 CS-1 1__Main Tower 20__Main Tower Interactive Sizing Trayed Bubble Cap 1 0.6096 0.8824 57 SETUP 58 59 Section Name CS-1 60 Section Start 1__Main Tower 61 Section End 20__Main Tower 62 Internals Trayed 63 Internals Type Bubble Cap 64 Diameter (m) 0.8824 65 Tray Spacing / Section Packed Height (m) 0.6096 66 Number Of Passes 1 67 Maximum Acceptable Pressure Drop (kPa) 2.500 68 Maximum Percent Downcomer Backup 100.00 % 69 Aspen Technology Inc. Aspen HYSYS Version 9 Page 1 of 8 Licensed to: LEGENDS * Specified by user.
  85. 1 Case Name: finalproject_update compoment.hsc 2 LEGENDS 3 Bedford, MA Unit Set: LanhHoang1 4 USA Date/Time: Tue Jul 04 13:34:13 2017 5 6 7 Reboiled Absorber:Stabilizer @StabU (continued) 8 9 ACTIVE INTERNAL OPTION:Internals-1@Main Tower@COL6 10 11 SETUP 12 13 Maximum Percent Jet Flood 100.00 % 14 Percent Jet Flood For Design 80.00 % 15 Maximum Percent Liquid Entrainment 10.00 % 16 Minimum Weir Loading (m3/h-m) 4.471 17 Maximum Weir Loading (m3/h-m) 117.4 18 Minimum Downcomer Area / Total Tray Area 0.1000 19 Override Downcomer Froth Density No 20 Froth Density 21 Weep Method Hsieh 22 Default Jet Flood Calculation Method GLITSCH6 23 Maximum Downcomer Loading Method Glitsch 24 % Approach to Maximum Capacity 25 Design Capacity Factor 26 Capacity Factor at Flooding 27 System Foaming Factor 1.000 28 Aeration Factor Multipler 1.000 29 Minimum Liquid Flow Rate 30 Pressure Drop at Flood per Unit Packed Height 31 Allowable Pressure Drop per Unit Packed Height 32 Minimum Pressure Drop per Unit Packed Height 33 Number of Curves 34 Warning Status (% to Limit) 10.00 %* 35 Pressure Drop Calculation Method 36 Mode Interactive Sizing 37 Status Needs Calculating 38 GEOMETRY DETAILS 39 40 Common Geometry CS-1 41 Section Start 1__Main Tower 42 Section End 20__Main Tower 43 Internals Bubble Cap 44 Section Diameter (m) 0.8824 45 Foaming Factor 1.000 46 Over-Design Factor 1.000 47 Common Tray Geometry CS-1 48 Number of Passes 1 49 Tray Spacing (m) 0.6096 50 Picket Fence Weirs No 51 Swept Back Weirs No 52 Active Area Under Downcomer No 53 Deck Thickness 10 Gauge 54 Deck Thickness Value (mm) 3.404 55 Balance Downcomers Based On Maximum Downcomer Loading 56 Weir Modifications None 57 Net Area (m2) 0.4587 58 Cross-Sectional Area (m2) 0.6115 59 Active Area (m2) 0.3058 60 Downcomer Geometry CS-1 61 Weir Height (mm) 50.80 62 Weir Length (m) 63 Downcomer Clearance (mm) 38.10 64 Downcomer Width - Top (mm) 263.0 Side 65 Downcomer Width - Bottom (mm) 263.0 66 Downcomer Loading Top (m3/h-m2) 289.5 * 67 Weir Loading (m3/h-m) 91.32 68 Downcomer Area - Top (m2) 0.1529 69 Aspen Technology Inc. Aspen HYSYS Version 9 Page 2 of 8 Licensed to: LEGENDS * Specified by user.
  86. 1 Case Name: finalproject_update compoment.hsc 2 LEGENDS 3 Bedford, MA Unit Set: LanhHoang1 4 USA Date/Time: Tue Jul 04 13:34:13 2017 5 6 7 Reboiled Absorber:Stabilizer @StabU (continued) 8 9 ACTIVE INTERNAL OPTION:Internals-1@Main Tower@COL6 10 11 GEOMETRY DETAILS 12 13 Downcomer Area - Bottom (m2) 0.1529 Side 14 Picketing Fraction 15 Weir Height (mm) 16 Weir Length (m) 17 Downcomer Clearance (mm) 18 Downcomer Width - Top (mm) 19 Downcomer Width - Bottom (mm) Center 20 Downcomer Loading Top (m3/h-m2) 21 Weir Loading (m3/h-m) 22 Downcomer Area - Top (m2) 23 Downcomer Area - Bottom (m2) 24 Picketing Fraction 25 Weir Height (mm) 26 Inside Weir Length (m) 27 Outside Weir Length (m) 28 Downcomer Clearance (mm) 29 Downcomer Width - Top (mm) 30 Downcomer Width - Bottom (mm) 31 Downcomer Loading Top (m3/h-m2) Off Center 32 Maximum Outside Weir Loading (m3/h-m) 33 Maximum Inside Weir Loading (m3/h-m) 34 Downcomer Area - Top (m2) 35 Downcomer Area - Bottom (m2) 36 Inside Picketing Fraction 37 Outside Picketing Fraction 38 Off-Center Downcomer Location (m) 39 Swept Back Weir Geometry CS-1 40 Compatibility KG Tower 41 A 42 B/Parallel Chord Segment 43 S/Swept-Back Weir 44 Swept-Back Weir Chord 45 Angled Chord Segment 46 Tray With Maximum Weir Loading 20 47 Maximum Weir Loading (m3/h-m) 91.32 48 Maximum Allowable Weir Loading in Section (m3/h-m) 117.4 49 Actual Side Weir Length (m) 0.8072 50 Effective Side Weir Length (m) 0.8072 51 Lost Area (%) 0.00 52 Sieve Geometry CS-1 53 Hole Diameter (mm) 54 Number of Holes 55 Hole Area to Active Area 56 Bubble Cap Geometry CS-1 57 Cap Diameter 3 in (76.2 mm) 58 Skirt Height 1.0 in (25.4 mm) 59 Number of Caps 15 60 Number of Caps Per Active Area 50.00 61 Valve Geometry CS-1 62 Tray Type 63 Valve Type 64 Valve Material 65 Leg Length 66 Valve Thickness 67 Number of Valves 68 Number of Valves per Active Area 69 Aspen Technology Inc. Aspen HYSYS Version 9 Page 3 of 8 Licensed to: LEGENDS * Specified by user.
  87. 1 Case Name: finalproject_update compoment.hsc 2 LEGENDS 3 Bedford, MA Unit Set: LanhHoang1 4 USA Date/Time: Tue Jul 04 13:34:13 2017 5 6 7 Reboiled Absorber:Stabilizer @StabU (continued) 8 9 ACTIVE INTERNAL OPTION:Internals-1@Main Tower@COL6 10 11 GEOMETRY DETAILS 12 13 Packing Geometry CS-1 14 HETP (m) 15 Section Packed Height (m) 16 Packing Type 17 Packing Vendor 18 Packing Material 19 Packing Dimension 20 Packing Factor (m2/m3) 21 Packing Surface Area (m2/m3) 22 1st Stichlmair Constant 23 2nd Stichlmair Constant 24 3rd Stichlmair Constant 25 Void Fraction 26 RESULTS SUMMARY 27 28 Section Name CS-1 29 Section Start 1__Main Tower 30 Section End 20__Main Tower 31 Internals Trayed 32 Diameter (m) 0.8824 33 Number of Passes 1 34 Tray Spacing / Section Packed Height (m) 0.6096 35 Total Height (m) 12.19 36 Total Pressure Drop (kPa) 158.6 37 Total Pressure Drop (Head Loss) (m) 2628 38 Trays With Weeping None 39 Maximum Percent Jet Flood (%) 79.18 * 40 Tray With Maximum Jet Flood 20__Main Tower 41 Maximum Percent Downcomer Backup (%) 89.70 * 42 Tray With Maximum Downcomer Backup 20__Main Tower 43 Maximum Downcomer Loading (m3/h-m2) 482.1 * 44 Tray With Maximum Downcomer Loading 20__Main Tower 45 Maximum Downcomer Loading Location Side 46 Maximum Weir Loading (m3/h-m) 91.32 * 47 Tray With Maximum Weir Loading 20__Main Tower 48 Maximum Weir Loading Location Side 49 Maximum Aerated Height Over Weir (mm) 129.2 * 50 Tray With Maximum Aerated Height Over Weir 20__Main Tower 51 Maximum % Approach To System Limit (%) 37.43 * 52 Tray With Maximum % Approach To System Limit 20__Main Tower 53 Maximum Cs Based On Bubbling Area (%) 6.066e-002* 54 Tray With Maximum Cs Based On Bubbling Area 20__Main Tower 55 Maximum % Capacity (Constant L/V) 79.18 56 Maximum Capacity Factor 1.617e-002 57 Section Pressure Drop (kPa) 158.6 58 Average Pressure Drop Per Height (kPa/m) 12.94 59 Average Pressure Drop Per Height (Frictional) (mbar/m) 0.7918 60 Maximum Stage Liquid Holdup (m3) 5.716e-006 61 Maximum Liquid Superficial Velocity (m/s) 242.6 62 Surface Area (m2/m3) 63 Void Fraction 64 1st Stichlmair Constant 65 2nd Stichlmair Constant 66 3rd Stichlmair Constant 67 68 69 Aspen Technology Inc. Aspen HYSYS Version 9 Page 4 of 8 Licensed to: LEGENDS * Specified by user.