báo thực tập tại nhà máy xử lý khí dinh cố

báo thực tập tại nhà máy xử lý khí dinh cố

BỘ CÔNG THƯƠNG TRƯỜNG ĐẠI HỌC CÔNG NGHIỆP TP HỒ CHÍ MINH

KHOA CÔNG NGHỆ HÓA HỌC

Tp Hồ Chí Minh, tháng 1, năm 2014

LỜI MỞ ĐẦU

Mặc dù tìm ra các nguồn năng thay thế nhưng nguồn năng lượng hóa thạchhiện nay vẫn được quan tâm hàng đầu ở Việt Nam cũng như trên thế giới Nó là đầumối quan trọng tác động mạnh mẽ tới sự phát triển kinh tế và quốc phòng

Tuy có tiềm năng về dầu khí nhưng công nghệ khai thác và công nghệ lọc hóadâu thì mới đang phát triển tại Việt Nam Hiện tại, ở Việt Nam đã hình thành nhiềutập đoàn dầu khí như: Petrovietnam, Saigon Petro; các công ty dầu khí nước ngoàinhư: BP (vương quốc Anh), ONGC – Videsh (Ấn Độ), Conocophillips (Mỹ), JVPC– liên doanh Việt - Nhật… đã góp phần thúc đẩy đáng kể đến việc phát triển ngànhdầu khí còn non trẻ ở Việt Nam Bên cạnh đó, nền công nghiệp khí Việt Nam cũngđạt được nhiều kết quả to lớn, đáp ứng được nhu cầu tiêu dùng trong nước

Được sự đầu tư và quan tâm đặc biệt của chính phủ Việt Nam, ngành nănglượng nói chung và năng lượng khí nói riêng đang phát triển với tốc độ khá nhanh

và bền vững Tháng 10 năm 1998, nhà máy xử lý khí Dinh Cố đi vào hoạt động,đánh dấu bước phát triển vượt bật của ngành công nghiệp khí Việt Nam

Với quá trình học tập và rèn luyện tại trường Đại học Công nghiệp TP.HCM,chúng em đã có chuyến thực tập thực tế tại nhà máy xử lý khí Dinh Cố để vận dụngkiến thức và tìm hiểu chế độ hoạt động của nhà máy Đây thực sự là một cơ hội quýbáu để tiếp cận với thực tế, được quan sát sự vận hành của một hệ thống nhà máy

xử lý khí hoàn chỉnh

Báo cáo này nhằm tổng hợp lại những kiến thức đã tìm hiểu được về nơi thựctập, về quy trình và những quy trình hoạt động của nhà máy cùng với các quy tắc antoàn quan trọng Do kiến thức còn nông cạn và kinh nghiệm chưa nhiều nên có thểnhững tiếp thu của chúng em còn chưa chính xác, rất mong nhận được sự đánh giá

và sửa chửa của thầy cô, cán bộ hướng dẫn và mọi người để bài viết được hoànthiện hơn

LỜI CẢM ƠN

Trong quá trình thực tập tại Nhà máy xử lý khí Dinh Cố, anh XXX – Kỹ Sư

Công Nghệ - Cán bộ hướng dẫn thực tập tại nhà máy, đã hướng dẫn chỉ bảo và quantâm mà chúng em hiểu thêm về hoạt động sản xuất, nguyên tắc hoạt động của từngthiết bị, chế độ công nghệ vận hành tại nhà máy Chúng em xin gửi lời cảm ơn sâusắc tới anh

Ngoài ra, chúng em cũng xin cảm ơn đến các anh cán bộ trong Công ty chếbiến khí Vũng Tàu và các anh đang vận hành tại Nhà máy xử lý khí Dinh Cố đãgiúp đỡ, hướng dẫn và giải đáp những thắc mắc trong quá trình thực tập Chúng emxin trân trọng cảm ơn:

 Anh XXY – quản đốc nhà máy GPP

 Anh XYY – tổ trưởng tổ hỗ trợ sản xuất

 Anh YYY – cán bộ hướng dẫn an toàn lao động tại nhà máy.

Trải quá trình học tập và rèn luyện tại trường Đại học Công nghiệp Tp HCMdưới sự giảng dạy và giúp đỡ của các thầy cô trong khoa Công nghệ Hóa học, chúng

em xin gửi lời cảm ơn đến tập thể cán bộ, giảng viên khoa Công nghệ Hóa học

Và đặc biệt xin gửi lời cảm ơn đến các thầy cô trong tổ bộ môn Hóa Dầu đã

liên hệ và tạo môi trường thực tập Chúng em xin trân trọng cảm ơn: Cô NAB –

giáo viên hướng dẫn thực tập

Một lần nữa, xin gửi lời cảm ơn tới tất cả mọi người đã giúp đỡ chúng emtrong quá trình thực tập tại Nhà máy xử lý khí Dinh Cố

Xin chân thành cảm ơn!

TỔNG CÔNG TY KHÍ VIỆT NAM CÔNG TY CHẾ BIẾN KHÍ VŨNG TÀU

NHÀ MÁY XỬ LÝ KHÍ DINH CỐ

Địa chỉ: xã An Ngãi, huyện Long Điền, tỉnh Bà Rịa – Vũng Tàu

Fax: 84.643.869105 – 84.643.869266 Tel: 84.643.869104 – 84.643.869106

Bà Rịa - Vũng Tàu, ngày 16 tháng 01 năm 2014

NHẬN XÉT CỦA NHÀ MÁY XỬ LÝ KHÍ DINH CỐ

Nhóm sinh viên trường ĐH Công Nghiệp Tp Hồ Chí Minh

Thời gian thực tập: từ ngày 16/12/2013 đến ngày 16/01/2014

Nhận xét của cán bộ hướng dẫn:

NHẬN XÉT CỦA GIẢNG VIÊN HƯỚNG DẪN

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

Tp Hồ Chí Minh, ngày tháng năm 2014

Giảng viên hướng dẫn

NHẬN XÉT CỦA GIẢNG VIÊN PHẢN BIỆN

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

···

Tp Hồ Chí Minh, ngày tháng năm 2014

Giảng viên phản biện

MỤC LỤC

Chương 1: GIỚI THIỆU VỀ NHÀ MÁY XỬ LÝ KHÍ DINH CỐ 1

1.1 Vị trí địa lý và quy mô 1

1.2 Chức năng, nhiệm vụ của nhà máy 1

1.3 Nguồn nguyên liệu 3

1.3.1 Nguyên liệu đầu vào theo thiết kế: 3

1.3.2 Nguyên liệu đầu vào theo thực tế vận hành hiện nay: 4

1.3.3 Kiểm tra nguồn nguyên liệu: 5

1.4 Sản phẩm 5

1.4.1 Khí thương phẩm: 5

1.4.2 Condensate 6

1.4.3 Khí hóa lỏng (LPG): 8

1.5 Sơ lược về công nghệ của nhà máy 10

1.5.1 Nguyên lý vận hành 10

1.5.2 Các chế độ vận hành 10

Chương 2: HỆ THỐNG THIẾT BỊ VÀ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ 12

2.1 Các thiết bị chính 12

2.1.1 Thiết bị SLUG CATCHER 12

2.1.2 Thiết bị tách V-03 13

2.1.3 Tháp tách ETHAN C-01 14

2.1.4 Tháp ổn định C-02 (stabilizer) 15

2.1.5 Tháp tách C3/C4 (C-03, SPLITTER) 16

2.1.6 GAS STRIPPER C-04 17

2.1.7 Tháp làm sạch C-05 19

2.1.8 Hệ thống tách nước V-06 A/B 19

2.1.9 Thiết bị TURBO – EXPANDER 20

2.1.10 Máy nén khí 20

2.2 Chế độ AMF 21

2.2.1 Mô tả sơ đồ dòng 21

2.2.2 Quá trình xử lý Condensate trong chế độ hoạt động AMF: 24

2.2.3 Hệ thống Ejector trong chế độ hoạt động AMF: 24

2.2.4 Tháp tách C-05 Rectifier trong chế độ họat động AMF 25

2.2.5 Tháp tách Ethane trong chế độ hoạt động AMF 25

2.2.6 Thiết bị điều chỉnh áp suất khí trong chế độ hoạt động AMF 26

2.3 Chế độ MF 27

2.3.1 Các thiết bị chính trong chế độ MF 27

2.3.2 Mô tả sơ đồ MF 27

2.3.3 Các thiết bị bổ sung thêm vào so với chế độ MF 30

2.3.4 Quá khô và tái sinh chấp hấp phụ 30

2.3.5 Xử lý Condensate trong chế độ hoạt động MF 30

2.3.6 Làm lạnh khí và tách tinh trong chế độ hoạt động MF 31

2.3.7 Tháp tách ethane trong chế dộ hoạt động MF 32

2.3.8 Điều chỉnh áp suất dòng khí trong chế độ họat động MF 33

2.4 Chế độ GPP 34

2.4.1 Thiết bị chế độ GPP 34

2.4.2 Mô tả sơ đồ công nghệ GPP 34

2.4.3 Quá trình loại nước và sự tái sinh (Dehydration and regeneration) 38

2.4.4 Quá trình tách tinh và làm lạnh sâu trong chế độ GPP 38

2.4.5 Quá trình xử lý Condensate trong chế độ GPP 39

2.4.6 Tháp tách C-01 trong chế độ GPP 41

2.2.5 Chế độ MGPP 42

2.6 Các hệ thống phụ trợ 46

Chương 3: VẤN ĐỀ AN TOÀN TRONG NHÀ MÁY XỬ LÝ KHÍ 48

3.1 An toàn trong quá trình vận hành và sản xuất trong nhà máy 48

3.1.1 Các mối nguy hiểm từ các sản phẩm khí 48

3.1.2 Bộ phận phòng cháy chữa cháy 50

3.1.3 Rò rỉ và xử lý 53

3.2 Nội quy an toàn trong nhà máy 54

3.2.1 Nội quy ra vào 54

3.2.2 Nội quy xe ra vào 54

3.2.3 Nội quy phòng cháy chữa cháy 54

3.2.4 Nội quy làm việc 55

3.3 Sơ cấp cứu những người gặp tai nạn khi nhà máy xảy ra sự cố 55

Chương 1: GIỚI THIỆU VỀ NHÀ MÁY XỬ LÝ KHÍ DINH CỐ

1.1 Vị trí địa lý và quy mô

Nhà máy Xử lý khí Dinh Cố là nhà máy khí hóa lỏng đầu tiên của Việt Nam đượcxây dựng với tổng số vốn đầu tư là 79 triệu USD, 100% vốn đầu tư của Tổng Công tyDầu khí Việt Nam (Petrovietnam), đã khởi công xây dựng vào ngày 04/10/1997 tạiDinh Cố thuộc xã An Ngãi, huyện Long Điền, tỉnh Bà Rịa Vũng Tàu, cách Long Hải 6

km về phía bắc, cách điểm tiếp bờ của đường ống dẫn khí từ Bạch Hổ khoảng 10 km

280 m)

Từ 10/1998, nhà máy bắt đầu hoạt động để xử lý và chế biến nguồn khí đồng

triệu m3 khí/ngày)

1.2 Chức năng, nhiệm vụ của nhà máy

Nhà máy Xử lý khí Dinh Cố được xây dựng nhằm đáp ứng các mục đích sau:

mỏ Bạch Hổ

Mỹ, và làm nhiên liệu cho các ngành công nghiệp khác

để tàng chứa và xuất xuống tàu đưa đến các tỉnh thành khác

Việc xây dựng nhà máy sẽ tận dụng được một lượng lớn khí đồng hành bị đốtlãng phí ở ngoài khơi và làm tăng hiệu quả kinh tế trong quá trình sử dụng nó Hơn nữa

khí đồng hành là một nguồn năng lượng sạch để sử dụng, có giá thành rẻ và được xem

là nhiên liệu lý tưởng để thay thế than, củi, dầu diesel…

1.3 Nguồn nguyên liệu

1.3.1 Nguyên liệu đầu vào theo thiết kế:

Khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ từ ngoài khơi Vũng Tàu được vận chuyển bằngđường ống dẫn 16 inch tới Long Hải và được xử lý tại Nhà máy xử lý khí Dinh Cố.Các thông số đầu vào của nguyên liệu:

- Áp suất: 109 bar

- Nhiệt độ: 25.6oC

- Lưu lượng: 1.5 tỷ m3/năm (4.3 triệu m3/ngày trên cơ sở vận hành 350 ngày)

- Hàm lượng nước: bão hòa (trên thực tế thì hàm lượng nước trong khí đãđược xử lý tại giàn)

Tổng = 1.000

1.3.2 Nguyên liệu đầu vào theo thực tế vận hành hiện nay:

Từ năm 2002, nhà máy tiếp nhận thêm nguồn khí đồng hành từ mỏ Rạng Đôngđược đưa vào giàn nén trung tâm qua đường ống 16 inch dài khoảng 40km thì thànhphần khí vào bờ đã thay đổi như sau:

1.3.3 Kiểm tra nguồn nguyên liệu:

Các thông số cần kiểm soát:

Bảng 1.3 Thành phần khí thương phẩm của nhà máy xử lý khí Dinh Cố

AMF MF GPP GPPM

1.4.2 Condensate

Condensat còn gọi là khí ngưng tụ là hỗn hợp đồng thể ở dạng lỏng có màuvàng rơm Do đó các bồn chứa condensat được sơn màu vàng rơm Condensat thu được

từ nguồn khí mỏ Dưới các mỏ dầu hoặc mỏ khí, các hợp chất hữu cơ có số nguyên tửcacbon nhỏ hơn 17, dưới tác dụng của nhiệt độ, áp suất… mà có thể ở trạng thái lỏng,khí

Condensat được tách từ bình lỏng đặt tại giàn khoan Khí đi ra từ bình tách khí(C1–C4) ở áp suất vỉa (3 – 40 bar) và nhiệt độ 1030C Sau đó khí khô theo đường ống12” xuống đáy biển đến giàn nhẹ BK3 và quay trở lại CPP2 với chiều dài 6300m nhiệt

độ từ 20 – 250C do đó khí đồng hành sẽ được giảm nhiệt độ từ 80 – 900C xuống còn 20

quay lại hỗn hợp hai pha khí lỏng sẽ đưa qua van cầu joule_thompson Khí sẽ tụt áp

hai pha sẽ được đưa vào bình tách thứ 2, đó là bình tách condensat, phần condensatđước tách ra và bơm trộn với dầu thô để xuất khẩu và khí được đưa sang dòng ốngđứng để đưa vào bờ Trữ lượng condensate này không lớn

Loại 2 là condensate được ngưng tụ trong quá trình vận chuyển đường ống Ở giaiđoạn thứ hai của đề án sử dụng khí thiên nhiên ở việt nam đường ống vận chuyển 1500

vận hành theo kiểu 2 pha với áp suất 125bar và t0=450C Tại Dinh Cố condensate sẽđược thu gom và nhập chung với condensate từ nhà máy chế biến khí, sản lượngcondensate này là 9500 tấn/năm.

Các đặc tính kỹ thuật của condensate:

 C5- : 13%

 Độ nhớt (Cp): 0,25647

Các loại nhiên liệu:

Bằng cách pha chế condensat với reformat có chỉ số octan cao đồng thời cộngthêm phụ gia chuyên dụng MTBE sẽ được xăng thành phẩm M83

Bằng cách thực hiện quá trình reformat xúc tác hay isome hóa, sau đó pha chế vớiphụ gia sẽ được xăng thương phẩm MOGAS83, MOGAS92

Bằng cách chưng cất condensat sẽ thu được thành phần pha chế xăng và dầu lửa

Các loại dung môi:

Dung môi dầu mỏ là phân đoạn hydrocacbon dễ bay hơi, sản xuất trực tiếp hay

dụng rộng rãi trong quá trình sản xuất công nghiệp Chúng có thể là thành phần cấuthành của sản phẩm cuối cùng như sản xuất sơn, mực in, chất dính Chúng có thể sửdụng trong quá trình trích ly như trong quá trình tách dầu thực vật từ các hạt chứa dầu,các chất khoáng, dược phẩm hoặc đơn giản dùng trong dung môi tẩy rửa, trong bảodưỡng Các dung môi dầu mỏ là chất lỏng trong suốt hoặc có màu vàng nhạt, khônghòa tan trong nước nhưng hòa tan rất tốt trong các dung môi hữu cơ Khả năng hào tancác chất của nó tùy thuộc vào thành phần hóa học và tính chất phân cực

Các sản phẩm hóa dầu:

Condensat qua quá trinh crakinh hơi có thể sản xuất các olefin như Etylen,Butadien, ở những nơi không đủ Etan hay Propan làm nguyên liệu thì condensat là

nguyên liệu rất quý để sản xuất olefin Condensat qua quá trình reforming xúc tác cóthể sản xuất BTX.

Bảng 1.5 Sản lượng condensate thu được khi vận hành nhà máy ở các chế độ khác nhau

Butan và propan là hai sản phẩm thu được từ sự phân tách Bupro

Thành phần của LPG:

Thành phần chủ yếu của LPG là các cấu tử C3 và C4 với tỉ lệ 50%-50%

Ngoài ra còn chứa hàm lượng nhỏ cấu tử etan và pentan… trong LPG còn chứacác chất tạo mùi mercaptan (R-SH) với tỷ lệ nhất định (nhà máy GPP hiện đang sửdụng 40 ppm) để khi rò rỉ có thể nhận biết bằng khứu giác Tất cả các cấu tử đều tồn tại

ở thể lỏng, dưới nhiệt độ trung bình và áp suất thường

Đối với LPG đóng chai thì tuỳ theo điều kiện môi trường sử dụng của từng vùng,từng nước mà yêu cầu các cấu tử C3, C4 là khác nhau Ví dụ, đối với những vùng có khí

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 gianhiệt bên ngoài hỗ trợ Thành phần chủ yếu của LPG vẫn chủ yếu là C3 và C4, nếu sản

phẩm là butan thì thành phần C5 chiếm tối đa là 2% Thành phần LPG phải đảm bảokhả năng bay hơi 95% thể tích lỏng ở nhiệt độ quy định.

Bảng 1.6 Các thông số kỹ thuật đặc trưng của LPG của nhà

máy chế biến khí Dinh Cố

Bảng 1.7 Sản lượng LPG đạt được vận hành nhà máy ở từng chế độ khác nhau

Lưu lượng (tấn/ngày) 415 515

1.5 Sơ lược về công nghệ của nhà máy

1.5.1 Nguyên lý vận hành

Khí đồng hành được thu gom từ mỏ Bạch Hổ, được dẫn vào bờ theo đường ống16” và được xử lý tại nhà máy khí Dinh Cố nhằm thu hồi LPG và các hydrocarbonnặng hơn Phần khí khô được làm nguyên liệu cho nhà máy điện Phú Mỹ, Bà Rịa.Nhà máy được thiết kế với công nghệ Turbo-Expander nhằm thu hồi C3,C4, vàcondensate Các sản phẩm lỏng, khí sau khi ra khỏi nhà máy được dẫn vào theo bađường ống 6” đến kho cảng suất LPG Thị Vải cách Dinh Cố 28 km

1.5.2 Các chế độ vận hành

Để đảm bảo cho việc vận hành nhà máy được linh hoạt đề phòng một số thiết bịchính của nhà máy bị sự cố, và hoạt động của nhà máy được liên tục khi thực hiện bảodưỡng, sửa chữa các thiết bị không gây ảnh hưởng đến việc cung cấp khí cho nhà máyđiện, đạm, nhà máy được lắp đặt và hoạt động theo các chế độ chính:

- Chế độ AMF (Ablolute Minium Facility): Cụm thiết bị tối thiểu tuyệt đối.

- Chế độ MF (Minium Facility): Cụm thiết bị tối thiểu

- Chế độ GPP (Gas Processing Plant): Cụm thiết bị hoàn thiện

- Chế độ MGPP (Modified Gas Processing Plant): Chế độ GPP sửa đổi

Ngoài 4 chế độ trên trong quá trình vận hành nhà máy tùy theo tình trạng vậnhành bảo dưỡng của thiết bị mà vận hành viên có thể linh hoạt điều chỉnh chế độ vậnhành để đảm bảo tính an toàn và hiệu quả thu hồi lỏng tối đa.

lưu lượng này, áp suất đầu vào nhà máy sẽ khoảng 109 bar và là thông số quan trọngquyết định hiệu suất làm việc của các thiết bị bên trong nhà máy Năm 2001 cùng vớiviệc đưa khí Rạng Đông vào xử lý, lưu lượng khí qua nhà máy đạt mức tối đa khoảng

nén K-1011 đã được lắp đặt nhằm nâng áp suất khí đầu vào tới áp suất thiết kế 109 bar

Từ đó sơ đồ công nghệ chính của nhà máy có một số thay đổi chính gồm:

- Khí đầu vào GPP được nâng áp từ 70-75 bar tới 109 bar và nhiệt độ khí sau trạmnén K-1011 tăng lên khoảng 45°C cao hơn so thiết kế

- Áp suất bình tách V-03 giảm từ 75 bar xuống 45 bar để đạt 2 mục đích: (a)lượng khí ẩm vượt quá công suất vận hành của GPP được bypass qua V-101 để cấpthẳng cho các hộ tiêu thụ Lỏng tách được ở V-101 sẽ được đưa về V-03 để xử lý (b)lỏng tách được tại Scrubber trước K-1011 cũng được đưa về V-03 để đảm bảo an toàn.Trong các chế độ vận hành nói trên, hai chế độ AMF, MF là các chế độ được thiết

kế để vận hành trong giai đoạn lắp đặt để chạy thử Sau khi hoàn thành việc lắp đặt, cácchế độ này rất ít khi được vận hành vì nó làm giảm khả năng thu hồi sản phẩm lỏng.Trong trường hợp một số thiết bị trong chế độ GPP bị hỏng thì nhà máy mới chuyểnsang chế độ AMF hoặc MF để duy trì hoạt động của nhà máy Thực chất, nhà máy hoạtđộng với 3 chế độ chính là AMF, MF, GPP còn chế độ MGPP là để đáp ứng những yêucầu thực tế hiện tại trong quá trình cung cấp khí Do nhu cầu của thị trường không cầntách butane và propane riêng, mà chỉ cần hỗn hợp LPG sử dụng cho nhu cầu đốt dândụng nên tháp C3/C4 Splitter không được sử dụng Mặc khác kể từ năm 2002, nhà máytiếp nhận thêm dòng khí từ mỏ Rạng Đông nâng lưu lượng dòng về bờ là 5.7 triệu

bar đến 80 bar, vì vậy để đảm bảo áp lực đầu vào và công suất vận hành của nhà máy,nên đã lắp đặt thêm 4 máy nén K-1011A/B/C/D và đường rẽ qua bồn V-101.

Chương 2: HỆ THỐNG THIẾT BỊ VÀ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ

2.1 Các thiết bị chính

2.1.1 Thiết bị SLUG CATCHER

Áp suất: 109 bar

Lưu lượng khí từ SC-01/02: 4,3 trm3/ngày

Áp suất : 70 – 75 bar

Lưu lượng lỏng từ SC-01/02: 4,9 trm3/ngày

Theo đánh giá của Fluor Daniel Inc trong tương lai SC-01/02 vẫn đủ khả năng để

nhiên khả năng lỏng bị cuốn theo sẽ tăng lên do đó cần đặc biệt lưu ý đến hệ thốngScrubbers của máy nén đầu vào

Hỗn hợp khí và condensat từ ngoài mỏ vào, được đưa đến Slug Catcher (SC-01,02) để phân tách Condensat và nước từ khí, dưới áp suất vận hành 109 bar và nhiệt độ20°C đến 30°C (tuỳ theo nhiệt độ môi trường) Hệ thống Slug Catcher là hệ thống táchdạng ống, bao gồm hai dãy ống với dung tích mỗi dãy là 1.400m3, thể tích này là đủ đểtiếp nhận slug từ đường ống 16 inch dưới đáy biển Khí tách ra từ Slug catcher đượcthu gom trong đường ống 30 inch và đưa về xử lí tiếp ở các thiết bị hạ nguồn

Condensate tách ra từ Slug Catcher được thu gom trong đường ống 36 inch vàđược đưa về bình tách V-03 thông qua các bộ điều chỉnh mức (LIC-0111A/B, LT-0121A&B) Mức lỏng có thể điều chỉnh bằng cách chọn lưa mức A (mức cao) hoặc mứcthấp (mức B) thông qua bộ chọn lựa HS-0111, HS-0121 Khi mức lỏng trong SC-01A/

B đạt mức cao LAHH-0111 và LAHH-0121 van đầu vào nhà máy sẽ đóng lại, khi mứclỏng xuống thấp đạt giá trị LALL-0111/0121 van SDV-0111 và SDV-0121 sẽ đóng lại

để tránh hiện tượng lọt khí từ Slug Catcher về V-03

Nước được đưa ra từ Slug Catcher thông qua thiết bị điều khiển mức (ILIC-0112

& 0122) đi vào bình tách V-52 (Produced Water Flash Drum), tại đây nước được làmgiảm tới áp suất khí quyển và hydrocacbon bị hấp thụ sẽ được đưa ra ống thải Sau đónước được chuyển đến burn pit ME-52, Burn pit Trường hợp mức nước thấp, van(ILV-0112 & 0122) đóng lại nhằm tránh tình trạng các hydrocacbon bị cuốn theo

Ở chế độ hoạt động bình thường, cả hai hệ thống Slug Catcher SC-01/02 đều họatđộng để đạt được công suất cao hơn và một thiết bị điều chỉnh HS-0101 (low selector),được lắp đặt ở giữa mức chất lỏng của cả hai hệ thống này trong trường hợp hoạt độngsong song Trong trường hợp cần bảo dưỡng sửa chữa một hệ thống Slug Catcher duytrì sự hoạt động bình thường của nhà máy, hệ thống còn lại được cô lập bởi các cặpvan tay trên đường khí vào và ra của Slug Catcher

2.1.2 Thiết bị tách V-03

Bình tách V-03 (Slug Catcher Liquid Flash Drum), là một bình tách ba pha nằmngang hoạt động ở 45 bar (75 bar ở chế độ GPP theo thiết kế) và 20°C để tách cáchydrocacbon nhẹ bị hấp thụ trong condensate bằng phương pháp giảm áp suất Ápsuất được giảm xuống từ áp suất tại SC xuống còn 45 bar, nhiệt độ hạ xuống thấp hơnnhiệt độ tạo thành hydrate (20°C), do đó có hai van điều chỉnh mức được lắp đặt trướcđầu vào bình tách V-03 (một van dự phòng) Trong trường hợp hydrate được tạo thànhtrong một van, có thể bơm methanol vào hoặc thay thế bằng van dự phòng

Nhà máy được thiết kế với điều kiện là nguyên liệu đầu vào được bão hòa nước,nhưng thực tế nguyên liệu khai thác được ngoài khơi không phải hòan toàn như vậy.Hiện tại giàn khai thác đã trang bị một hệ thống tách nước bằng glycol hoạt động liêntục Vì vậy, sự hình thành hydrate rất ít khả năng xảy ra

Tại V-03 một thiết bị gia nhiệt dạng ống xoắn (E-07) được lắp đặt để gia nhiệtcho condensate lên cao hơn 20°C bằng dầu nóng để tránh hiện tượng tạo thành hydratebên trong bình Công suất gia nhiệt của E-07 được điều chỉnh bằng thiết bị điều chỉnhnhiệt độ-TICA-0303 (Temperature controller).

Sau đó condensate thông qua thiết bị điều chỉnh dòng FICA-0302 (fow controller)

và thiết bị điều chỉnh mức LICA – 0302 (level controller) để đưa vào chế biến tiếp Có

ba sự lựa chọn cho việc xử lý condensate: tới Rectifier - C-05 ở chế độ AMF, tới ethanizer - C-01 ở chế độ MF hoặc tới V-14 (Inlet scrubber 3) ở chế độ GPP

De-Nước được tách được tại V-03 được chuyển sang thiết bị điều chỉnh mức

(LICA-0301, level controller) đưa vào bình tách V-52, Produced Water Flash Drum, như trongtruờng hợp nước từ Slug Catcher

Áp suất hoạt động của bình tách 3 pha V-03 được điều chỉnh ở 45 bar hoặc 75bar, bằng van điều áp PV-1209 cho chế độ hoạt động AMF, PV-1305A/B cho chế độhọat động MF) được lắp đặt trên đường ống dẫn khí từ V-03 hoặc bằng máy nén khíđiều K-03

2.1.3 Tháp tách ETHAN C-01

Tháp chưng cất C-01 là thiết bị trong đó thực hiện quá trình phân tách giữa C2 và

C3 C2-và một phần nhỏ C3 sẽ đi ra khỏi đỉnh ở pha khí, phần lớn lượng C3+ và mộtphần nhỏ C2 ra khỏi đáy C-01 ở dạng lỏng sẽ được đưa tới tháp C-02 để phân tách tiếpthành LPG và condensate

Áp suất họat động của hệ thống tách enthane là 29 bar ở chế độ MF và GPP, 20bar ở chế độ AMF Nhiệt độ đỉnh và đáy tháp ở chế độ hoạt động GPP là 140C và

lạnh hồi lưu, do vậy nhiệt độ của tháp (C-01, Deethanizer) cao hơn, nhiệt độ ở đỉnhtháp và đáy tháp (C-01, Deethanizer) lần lượt là 63.7oC và 194°C

Tháp tách ethane (C-01, Deethanizer) gồm 32 van kiểu đĩa, 13 van ở phần trêncủa tháp có đường kính là 2.600mm, và 19 đĩa ở phần dưới của tháp có đường kính là

3.050mm Bộ đo chênh áp PDIA-1321, Pressure Differential Transmitter được lắp đặt

để phát hiện sự chênh áp trong tháp Bốn bộ thiết bị chỉ thị nhiệt độ được lắp đặt trêncác đĩa thứ 2,3,14,20 của tháp Hai thiết bị trao đổi nhiệt reboiler E-01A/B reboiler đểgia nhiệt cho tháp, một reboiler làm việc, một ở chế độ dự phòng Từ reboiler dònglỏng sẽ được chuyển đến bình chứa V-15 ,Deethanizer Bottom Buffer, sau đó được đưa

về tháp ổn định C-02 thông qua van FV-1301 được điều chỉnh bởi bộ điều chỉnh dòngFICA-1301 cascaded với bộ đo mức chất lỏng LICA-1302

2.1.4 Tháp ổn định C-02 (stabilizer)

Tháp chưng cất C-02 làm việc ở áp suất 11 bar nhằm mục đích thực hiện quátrình phân tách giữa các cấu tử C4 và C5 của dòng lỏng từ V-15 tới để tạo ra hai loạisản phẩm riêng biệt : LPG (Bupro) và Condensate (C5+)

LPG ra khỏi đỉnh tháp (ở trạng thái điểm sương) được làm lạnh bằng không khíbởi giàn quạt E-02 để ngưng tụ thành lỏng (trạng thái điểm sôi) tại V-02 Sau đó mộtphần LPG sẽ được bơm P-01A/B hồi lưu lại tháp nhằm tăng độ tinh cất của tháp, mộtphần khác được bơm tới V-21A/B/C, kho cảng Thị Vải hay tới tháp C-03 để tách riêngPropan và Butan

Tỷ lệ giữa phần hồi lưu (FI-1501) và phần sản phẩm đỉnh tháp (FI-1601) đượcgọi là chỉ số hồi lưu (reflux ratio) Chỉ số này càng lớn thì mức độ phân tách càng caonhưng tổn thất năng lượng để gia nhiệt đáy tháp và làm lạnh đỉnh tháp càng lớn Ở đây,

ta không cần thiết phải đảm bảo độ tách quá cao mà mục đích là cần tối ưu lượng LPGthu được, vì vậy từ thực tế vận hành và tính toán mô phỏng thì chỉ số hồi lưu tối ưu nênvào khoảng 0.5 - 0.6 (không nên nhỏ hơn 0.4)

Tháp C-02 hoạt động ở áp suất 11 bar và được điều chỉnh bằng hệ thống quạt làmlạnh, van bypass PV-1501A và van điều áp PV-1501B Tháp C-02 gồm 30 đĩa kiểu van

có đường kính là 2140 mm Dòng nhập liệu đi vào đĩa thứ 10 Bình chứa V-05 ở đỉnhtháp, và thiết bị gia nhiệt đáy tháp Reboiler E-03 Trong tháp C-02, LPG (propane vàbutane) được tách ra từ dòng condensate vào Hơi LPG ở đỉnh tháp C-02 được ngưng

tụ hoàn toàn ở 43°C trong bình ngưng (E-02, stabilizer Condensate) và được chuyển

đến bình thu hồi (V-02, Stabilizer Reflux Accumlator), bình V-02 là một bình nằmngang có đường kính là 2.200mm và dài 7.000mm, LGP từ bình chứa V-02 được các

công suất 75kW, bơm lên ở áp suất khoảng 17 bar Một phần dòng LPG này được chohồi lưu trở lại tháp để đảm bảo độ tinh khiết của sản phẩm, phần còn lại được đưa vềV-21A/B như là LPG thương phẩm hay đi vào đường ống xuống Thị Vai Terminal.Mức chất lỏng trong V-02 được điều chỉnh thông qua van FV-1601

Thiết bị gia nhiệt cho đáy tháp E-03 được lắp đặt ở đáy của tháp C-02 để cungcấp nhiệt cho tháp nhiệt độ được điều khiển bởi TV-1523 được lắp đặt trên đường ốngdẫn dầu nóng Phần condensate từ đáy tháp thông qua thiết bị điều chỉnh mức (LICA-1501,Level Cotrol) đi vào bồn chứa Condensate (TK-21, Condensate Day Tank) có thể

trong thiết bị trao đổi nhiệt E-04, Condensate Cross Exchanger nhờ dòng lạnh đi ra từđáy tháp C-04 (trong chế độ hoạt động GPP) và tiếp tục được làm lạnh xuống 45°Ctrong ở thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-09, Condensate Trim Cooler

Bộ đo chênh áp PDIA-1521, Pressure Differential Transmitter được lắp đặt đểphát hiện sự chênh áp ở trong tháp do sự tạo bọt Ba thiết bị chỉ thị nhiệt độ được lắpđặt trên các đĩa thứ 9,10, 30 của tháp C-02

2.1.5 Tháp tách C3/C4 (C-03, SPLITTER)

Tháp tách C-03 được lắp đặt ở chế độ GPP nhưng cũng có thể hoạt động ở chế độ

lỏng là hỗn hợp C3, C4 Tuy nhiên nếu người ta cần tách C3 khỏi C4 thì cũng có thểchạy thiết bị này

Tháp chưng cất C-03 làm việc ở áp suất 16 bar nhằm mục đích thực hiện quátrình phân tách giữa các cấu tử C3 và C4 của dòng Bupro lỏng từ V-02 tới để tạo ra hailoại sản phẩm riêng biệt : Propan và Butan Nguyên liệu Bupro được gia nhiệt trước tạiE-17 bởi dòng Butan đi ra từ đáy reboiler E-10 sau đó tới đĩa thứ 10 của tháp C-03(gồm có 30 đĩa)

Propan ra khỏi đỉnh tháp (ở trạng thái điểm sương) được làm lạnh bằng không khíbởi giàn quạt E-11 để ngưng tụ thành lỏng (trạng thái điểm sôi) tại V-05 Sau đó mộtphần Propan sẽ được bơm P-03A/B hồi lưu lại tháp nhằm tăng độ tinh cất của tháp,một phần khác được bơm tới V-21A/B/C, kho cảng Thị Vải.

Sản phẩm lỏng ra khỏi đáy tháp được hoá hơi một phần để quay trở lại tháp,phần lỏng còn lại được dẫn tới E-17 để gia nhiệt cho nguyên liệu, tiếp tục được làmmát bởi quạt E-12A/B đi ra V-21A/B/C hoặc KCTV Tháp tách C-03 bao gồm 30 vandạng đĩa có đường kính là 1.750mm Dòng nhập liệu được đưa vào đĩa thứ 14 Tháplàm việc ở áp suất 16 bar và được điều chỉnh bằng hệ thống quạt làm mát bằng khôngkhí E-11 và các van điều áp PV-2101A/B

Bộ đo chênh áp PDIA-2121, Pressure Diferential Transmiter được lắp đặt nhằmkiểm soát chếnh áp qua tháp nằm trong giới hạng cho phép Ba thiết bị chỉ thị nhiệt độđược lắp đặt trên các đĩa thứ 13, 14, 30 để theo dõi nhiệt độ làm việc của tháp

2.1.6 GAS STRIPPER C-04

Tháp tách khí được lắp sau khi nhà máy hoàn tất và đưa chế độ GPP vào hoạtđộng Tuy nhiên, tháp C-04 cũng có thể được đưa vào hoạt động trong chế độ MF vàAMF Khi ở chế độ AMF, nếu khí dùng để stripping là khí đến từ đỉnh tháp deethaniserkhông sử dụng được Máy nén còn lại được dùng để giữ lưu lượng của condensat đến

từ V-03 trong chế độ GPP cho dù khí stripper không đủ sử dụng được.Tháp C-04 hoạtđộng ở áp suất 47 bar Van PV-1801B sẽ xả khí ra đuốc đốt trong trường hợp áp suấttháp C-04 vượt quá giá trị cho phép Ở điều kiện làm việc bình thường nhiệt độ ở đỉnh

và đáy tháp lần lượt là 44°C và 40°C

Tháp C-04 gồm 06 van dạng đĩa có đường kính 2.600mm Bộ thiết bị đo chênh ápPDIA-1802, Pressure Differential Transmitter) được lắp đặt để phát hiện sự chênh áptrong tháp do sự tạo bọt Bộ thiết bị chỉ thị nhiệt độ được lắp đặt trên đĩa thứ 6 củatháp Tháp C-04 không có thiết bị gia nhiệt reboiler đáy tháp và thiết bị ngưng tụcondenser Hydrocacbon lỏng, nước được tách ra nhờ vào dòng khí khô từ đầu xả máynén K-01 Lỏng dưới đáy tháp C-04 thông qua van FV-1701 ( hoạt động ở chế độ auto

cascaded) được dẫn vào đĩa thứ 14 hoặc 20 của tháp tách ethane sau khi đã được gianhiệt từ 40°C đến 86°C trong thiết bị trao đổi nhiệt E-04A/B nhờ dòng nóng có nhiệt

độ 154°C đi ra từ đáy tháp C-02 Mục đích của thiết bị trao đổi nhiệt này là để tận dụng

và thu hồi nhiệt

2.1.7 Tháp làm sạch C-05

Trong tháp tách tinh C-05, khí chứa chủ yếu methane, ethane được tách ra khỏidòng lỏng chứa các cấu tử nặng hơn như propane, butane và các cấu tử nặng khác Cầnnhấn mạnh thêm rằng trong các chế độ họat động AMF và MF, tháp tách tinh có tácdụng như là một bình tách, nhưng trong chế độ họat động GPP nó có tác dụng như làmột tháp chưng cất phân đoạn có dòng hồi lưu ngòai và không có thiết bị gia nhiệt bênngoài (reboiler) Tháp C-05 có 12 van dạng đĩa

Áp suất hoạt động của tháp tách tinh trong chế độ hoạt đông GPP là 33.5 bar thấphơn so với trong chế độ hoạt động MF và AMF (47.5 bar) Áp suất này không đượcduy trì bởi các thiết bị điều chỉnh áp suất mà phụ thuộc vào hiệu suất làm việc củaTurbo-Expander/Compressor

2.1.8 Hệ thống tách nước V-06 A/B

Hai tháp làm việc song song, thời gian chuyển tháp là 8h

Do đã có hệ thống tách nước bằng dietthylene glycol từ thượng nguồn tại giànnén trung tâm nên chu kỳ làm việc hiện nay có thể kéo dài lên 24h Do đó nếu mở rộngcông suất dòng khí đầu vào thì V-06A/B vẫn đủ khả năng tiếp nhận và xử lý dòng khíđầu vào với lưu lượng lớn hơn Tuy nhiên cần phải tính đến khả năng rút ngắn chu kỳluân chuyển tháp và tính toán độ chênh áp qua V-06

Tháp hấp phụ có 3 lớp: Lớp trên cùng là nhôm hoạt tính để loại bỏ nước, lớp thứ

2 là màng phân tử loại bỏ hoàn toàn nước đạt nhiệt độ điểm sương của nước trong khí

HC là -75°C tại 34.5 bar; lớp cuối cùng là đệm caremic Khí sau khi qua tháp hấp phụđược đưa qua thiết bị lọc F-01A/B để loại bỏ bụi bẩn chất hấp phụ

Khí đưa vào tháp hấp phụ để khử nước thông qua thiết bị phân phối khí, dòng khí

đi qua các lớp chất hấp phụ trong tháp, lớp chất hấp phụ đầu tiên là oxit nhôm hoạt tính

để loại một phần lớn nước, lớp chất hấp phụ thứ hai là rây phân tử (Zeolit) để loại nướctriệt đế đạt điểm sương của khí như yêu cầu (-750C ở 34.5 bar) Oxit nhôm được dùng

để tách thô ban đầu và vì: giá thành thấp, có khả năng hút nước cao hơn, khó bị làmbẩn và rây phân tử của Oxit nhôm được bảo vệ tốt, dễ tái sinh.

2.1.9 Thiết bị TURBO – EXPANDER

Áp vào/ra đầu giản: 109/33 bar

Áp vào/ra đầu nén: 33/48 bar

Áp vào/ra đầu giản: 109/35-38 bar

Áp vào/ra đầu nén: 35-38/48 bar

Căn cứ theo thiết kế công suất vận hành của CC-01 và E-14 đã đạt giá trị tối đa vàkhông có khả năng tăng được nữa

Thiết bị gồm hai phần chính: expander và máy nén

Phần expander: gồm hai phần, 3 dòng khí từ V-06 vào expander từ 109 bar xuống

hydrocacbon nặng (C3+) được hóa lỏng và đưa đến tháp C-05 như nguồn nạp liệu.Phần máy nén: khi quá trình giảm áp tại turbo expander xảy ra thì dòng khí sẽđược sinh công làm quay quạt gió trong expander, công được dẫn qua trục truyền độngdùng để chạy máy nén để tăng áp suất của dòng khí ra từ đỉnh tháp C-05 từ 33.5bar lên47bar

2.1.10 Máy nén khí

Máy nén khí mà nhà máy sử dụng ở đây là máy nén kiểu piston và kiểu ly tâm:máy nén K-01 là loại máy nén piston một cấp, K-02 và K-03 là loại máy nén kiểupiston hai cấp, máy nén K-04 là loại máy nén ly tâm.

của C-01 nén lên áp suất 109 bar để đưa lại nhà máy

2.2 Chế độ AMF

Chế độ AMF theo thiết kế là chế độ vận hành nhà máy ban đầu với các thiết bị tốithiểu nhằm cung cấp khí cho các hộ tiêu thụ và không chú trọng vào thu hồi sản phẩmlỏng Sơ đồ công nghệ chế độ AMF được mô tả theo hình vẽ đính kèm

2.2.1 Mô tả sơ đồ dòng

Chế độ AMF có thể được mô tả như sau: Khí đồng hành mỏ Bạch Hổ với lưu

bằng đường ống 16 inch với áp suất 109 bar, nhiệt độ 25,6°C Tại đây, Condensate vàkhí được tách ra theo các đường riêng biệt để tiếp tục xử lý, nước có trong Condensateđược tách nhờ trọng lực và đưa vào bình tách nước (V-52) để xử lý Tại đây nước đượclàm giảm áp tới áp suất khí quyển và hydrocacbon bị hấp thụ sẽ được giải phóng đưavào đốt ở hệ thống cột đuốc, nước sau đó được đưa tới hầm đốt (ME-52)

Dòng lỏng đi ra từ Slug Catcher (SC) được giảm áp và đưa vào bình tách V-03hoạt động ở 75 bar và được duy trì ở nhiệt độ 20°C V-03 có nhiệm vụ: Táchhydrocacbon nhẹ hấp thụ trong lỏng nhờ giảm áp Cùng với việc giảm áp suất từ 109bar xuống 75 bar, nhiệt độ cũng giảm thấp hơn nhiệt độ hình thành hydrate nên để

nhiệt E-07 Sau khi ra khỏi V-03 dòng lỏng này được trao đổi nhiệt tại thiết bị E-04A/Bnhằm tận dụng nhiệt và làm mát cho dòng condensate thương phẩm

Dòng khí thoát ra từ Slug Catcher được dẫn vào bình tách lọc V-08 để tách triệt

để các hạt lỏng nhỏ bị cuốn theo dòng khí do SC không tách hết và lọc các hạt bụitrong khí (nếu có) tránh làm hư hỏng các thiết bị sau

Khí từ đầu ra của V-08 được đưa vào thiết bị hoà dòng EJ-01 A/B/C để giảm ápsuất từ 109 bar xuống 47 bar Việc giảm áp này có tác dụng hút khí từ đỉnh tháp C-01.Dòng ra là dòng hai pha có áp suất 47 bar và nhiệt độ 20°C cùng với dòng khí từ V-03(đã giảm áp) được đưa vào tháp C-05 Nhiệm vụ của EJ-01A/B/C: Giữ áp suất làm việc

của tháp C-01 ổn định Tháp C-05 hoạt động ở áp suất 47 bar, nhiệt độ 20°C Ở chế độAMF phần đỉnh của tháp hoạt động như bình tách khí lỏng thông thường Tháp C-05

có nhiệm vụ tách phần lỏng ngưng tụ do sự sụt áp của khí từ 109 bar xuống 47 bar khiqua EJ-01 A/B/C Dòng khí ra từ đỉnh tháp C-05 được đưa ra đường khí thương phẩm

để cung cấp cho các nhà máy điện Lỏng tại đáy C-05 được đưa vào đĩa thứ 1 của thápC-01 Chế độ AMF tháp C-01 có 2 dòng nhập liệu :

- Dòng từ V-03 vào đĩa thứ 14 của tháp C-01

- Dòng lỏng từ đáy của tháp C-05 vào đĩa trên cùng của tháp C-01

Áp suất hơi của Condensate giảm đi và được điều chỉnh trong tháp C-01 nhằmmục đích: Phù hợp cho việc chứa trong bồn chứa ngoài trời Với ý nghĩa đó, trong chế

độ AMF tháp C-01 hoạt động như là tháp ổn định Condensate Trong đó, phần lớnhydrocacbon nhẹ hơn Butan được tách ra khỏi Condensate nhờ thiết bị gia nhiệt E-01A/B đến 194°C Khí ra ở đỉnh tháp có nhiệt độ 64°C được trộn với khí nguyên liệu nhờEJ-01 A/B/C Dòng Condensate ở đáy tháp được trao đổi nhiệt tại E-04A/B và đượclàm lạnh bằng không khí ở E-09 để giảm nhiệt độ xuống 45°C trước khi ra đường ốngdẫn Condensate về kho cảng hoặc chứa bồn chứa TK-21