công nghệ chế biến khí tại nhà máy dinh cố

MỤC LỤC CHƯƠNG 1. TỔNG QUAN VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ DINH CỐ 3 1.1. Mục đích 3 1.2. Nguyên liệu và đặc tính kỹ thuật 4 1.2.1. Nguyên liệu 4 1.2.2. Đặc tính kỹ thuật của nguyên liệu 5 1.3. Sản phẩm 7 1.3.1. Khí khô thương phẩm 7 1.3.2. LPG ( Liquefied Petroleum Gas ) 8 1.3.3. Condensate 10 1.4. Quy trình công nghệ 12 1.4.1. Quy trình công nghệ chế độ AMF 12 1.4.2. Quy trình công nghệ chế độ MF 14 1.4.3. Quy trình công nghệ chế độ GPP 16 1.4.4. Chế độ vận hành GPP chuyển đổi 19 CHƯƠNG 2. THIẾT KẾ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ 22 2.1. Biện luận lựa chọn công nghệ, thiết bị cho nhà máy Dinh Cố 22 2.2. Lựa chọn thiết bị tách lỏng dầu khí đầu vào 22 2.2.1. Mục đích 22 2.2.2. Quá trình tách lỏng khí 22 2.3. Lựa chọn thiết bị tách nước 24 2.3.1. Mục đích 24 2.3.2. Quá trình tách nước 24 2.3.3. Biện luận quá trình 25 2.4. Lựa chọn thiết bị loại các tạp chất cơ học trong khí 26 2.4.1. Mục đích 26 2.4.2. Quá trình loại tạp chất cơ học 26 2.5. Lựa chọn phương pháp làm lạnh khí 26 2.5.1. Mục đích 27 2.5.2. Quá trình làm lạnh khí 27 2.5.3. Biện luận và lựa chọn phương pháp làm lạnh khí 28 2.6. Lựa chọn sơ đồ chưng cất phân đoạn các sản phẩm 29 CHƯƠNG 3. TÍNH TOÁN CHO THÁP TÁCH LPG (C02) 33 3.1. Nguyên liệu và yêu cầu phân tách 33 3.2. Tính toán các thông số hoạt động của tháp chưng cất 35 3.2.1. Nhiệt độ làm việc tại bình hồi lưu 35 3.2.2. Áp suất làm việc tại bình hồi lưu 35 3.2.3. Tính áp suất của Reboiler 36 3.2.4. Tính nhiệt độ của Reboiler 36 3.2.5. Tính áp suất tại đỉnh tháp chưng cất 36 3.2.6. Tính nhiệt độ đỉnh tháp chưng cất 37 3.2.7. Tính áp suất ở đáy tháp 37 3.2.8. Tính nhiệt độ ở đáy tháp 38 3.2.9. Kết luận chung về điều kiện hoạt động của tháp 38 3.3. Tính số đĩa lý thuyết theo phương pháp FUG (FenskeUnderwoodGillian) 39 3.4. Tính hiệu suất tháp và số đĩa thực tế 42 3.4.1. Tính cân bằng lỏng hơi của nguyên liệu 42 3.4.2. Độ nhớt của nguyên liệu ở điều kiện trung bình của tháp 43 3.5. Xác định vị trí nạp liệu 46 3.6. Tính tải nhiệt của bình ngưng và nồi tái đun 47 3.6.1. Tính chất của dòng hơi V2 47 3.6.2. Tính chất của dòng lỏng L2 48 3.6.3. Tải nhiệt của bình ngưng 49 3.6.4. Tải nhiệt của nồi tái đun 50 3.6.5. Tính chất dòng hơi V32 52 3.6.6. Tính chất của dòng lỏng L31 55 3.7. Tính đường kính tháp 56 3.7.1. Khối lượng riêng 56 3.7.2. Lưu lượng 56 3.7.3. Yếu tố hệ thống System Factor (SF) 57 3.7.4. Vận tốc thiết kế trong ống chảy chuyền Downcomer Design Velocity (VDdsg) 57 3.7.5. Yếu tố công suất hơi Vapor Capcity Fractor (CAF) 57 3.7.6. Tải dòng VLoad 57 3.8. Chiều cao tháp H 58 3.9. Đường kính các ống dẫn trong tháp 58 3.9.1. Đường kính ống dẫn nguyên liệu 58 3.9.2. Đường kính ống dẫn sản phẩm đỉnh 59 3.9.3. Đường kính ống dẫn sản phẩm đáy 59 3.9.3. Đường kính ống dẫn sản phẩm hồi lưu đỉnh 59 3.9.4. Đường kính ống dẫn sản phẩm hồi lưu đáy 59 3.10. Tính bề dày thân, đỉnh, đáy tháp 59 3.11. Tính toán thiết kế mâm van 61 3.11.1. Tính chiều dài gờ chảy tràn 61 3.11.2. Tính số đĩa trên mâm 62 3.12. Tính toán lựa chọn chân đỡ 62 3.13. Tổng kết các thông số kĩ thuật cơ bản của tháp tách LPG(C02) theo tính toán 63 KẾT LUẬN 64 TÀI LIỆU THAM KHẢO 64

MỤC LỤC

CHƯƠNG 1 TỔNG QUAN VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ DINH CỐ 2

1.1 Mục đích 2

1.3 Sản phẩm [1] 6

1.4 Quy trình công nghệ 10

CHƯƠNG 2 THIẾT KẾ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ 20

2.1 Biện luận lựa chọn công nghệ, thiết bị cho nhà máy Dinh Cố 20

Hình 2.1 Sơ đồ khối công nghệ chế biến khí Dinh Cố 20

2.2 Lựa chọn thiết bị tách lỏng dầu khí đầu vào 20

2.2.1 Mục đích 20

2.3 Lựa chọn thiết bị tách nước [2] 22

2.3.1 Mục đích 22

2.4 Lựa chọn thiết bị loại các tạp chất cơ học trong khí 24

2.4.1 Mục đích 24

Hình 2.6 Thiết bị tách tạp chất cơ học Filter Separator 25

2.5 Lựa chọn phương pháp làm lạnh khí 25

2.5.1 Mục đích 25

2.6 Lựa chọn sơ đồ chưng cất phân đoạn các sản phẩm 27

CHƯƠNG 3 TÍNH TOÁN CHO THÁP TÁCH LPG (C-02) 31

3.1 Nguyên liệu và yêu cầu phân tách 31

3.1.1 Nguyên liệu 31

3.2 Tính toán các thông số hoạt động của tháp chưng cất 33

3.3 Tính số đĩa lý thuyết theo phương pháp FUG (Fenske-Underwood-Gillian) 36

3.4 Tính hiệu suất tháp và số đĩa thực tế 39

3.4.1 Tính cân bằng lỏng hơi của nguyên liệu 39

3.5 Xác định vị trí nạp liệu 43

3.6 Tính tải nhiệt của bình ngưng và nồi tái đun 43

3.7 Tính đường kính tháp 51

3.7.1 Khối lượng riêng 51

3.8 Chiều cao tháp H .53

3.9 Đường kính các ống dẫn trong tháp 54

3.11 Tính toán thiết kế mâm van 56

3.12 Tính toán lựa chọn chân đỡ 57

3.13 Tổng kết các thông số kĩ thuật cơ bản của tháp tách LPG 58

(C-02) theo tính toán 58

KẾT LUẬN 59

TÀI LIỆU THAM KHẢO 60

CHƯƠNG 1 TỔNG QUAN VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ DINH CỐ 1.1 Mục đích

Tiếp nhận và xử lý nguồn khí đồng hành tứ mỏ Bạch Hổ,Rạng Đông và các

mỏ khác trong bể Cửu Long Phân phối sản phẩm khí khô đến các nhà máy điện,đạm và các hộ tiêu thụ công nghiệp

Bơm sản phẩm LPG,condensat sau chế biến đến cảng PV Gas Vũng Tàu để tăng chứa và xuất xuống tàu nội địa Xuất LPG cho các nhà phân phối nội địa bằng

xe bồn

Khí đồng hành thu gom được từ mỏ Bạch Hổ được dẫn về nhà máy GPP theo đường ống ngầm đường kính 16 inch để xử lý nhằm thu hồi LPG, Condensat và khí khô Các sản phẩm lỏng sau khi ra khỏi nhà máy được dẫn về kho cảng Thị Vải theo ba đường ống đường kính 16 inch, khí khô được đưa về các nhà máy điện thông qua hệ thống đường kính 16 inch để dùng làm nguyên liệu Nhà máy chế biến khí được xây dựng theo thiết kế bước sử dụng nguyên liệu với lưu lượng là 4,3 triệu m3 khí/ngày đêm Hiện nay, do mỏ Rạng Đông đã đi vào khai thác dầu và Tập đoàn Dầu Khí Việt Nam đã đầu tư xây dựng đường ống dẫn khí từ mỏ Rạng Đông về mỏ Bạch Hổ Do đó, hiện nay toàn bộ lượng khí của mỏ Rạng Đông và mỏ Bạch Hổ được nén và dẫn vào bờ, do đó hiện tại tổng lưu lượng khí cung cấp cho nhà máy khí Dinh Cố là khoảng 5,7 triệu m3 khí/ngày

Sản phẩm của nhà máy hiện nay bao gồm :

+ Khí khô thương phẩm với thành phần chủ yếu là metan và etan, được cung cấp cho nhà máy điện Bà Rịa, nhà máy điện Phú Mỹ

+ Condensat hay còn gọi là khí ngưng tụ, là một hỗn hợp hydrocacbon ở dạng lỏng trong điều kiện thường (1atm, 25oC), thành phần chủ yếu là C5 Dòng condensat được dẫn đến nhà máy chế biến condensat để pha chế thành xăng

+ Bupro là hỗn hợp của butan và propan, hỗn hợp lỏng này được dẫn về kho cảng Thị Vải, tại đây nó được đưa ra thị trường.

1.2 Nguyên liệu và đặc tính kỹ thuật [1]

1.2.1 Nguyên liệu

Khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ từ ngoài khơi Vũng Tàu được vận chuyển bằng đường ống dẫn 16inch tới Long Hải và được xử lý tại Nhà máy xử lý khí Dinh Cố

Từ năm 2002, nhà máy tiếp nhận thêm nguồn khí từ mỏ Rạng Đông được đưa vào thì lưu lượng tăng lên khoảng 5,7 triệu m3/ngày

1.2.2 Đặc tính kỹ thuật của nguyên liệu

Bảng 1.2 Đặc điểm của khí đồng hành dẫn từ mỏ Rạng Đông

( Theo biểu mẫu kiểm tra đặc tính nguyên liệu NCPT.CAM007.05/F1 )

Nhiệt độ điểm sương của HC ở áp suất

giao và chế độ vận hành không qua máy oC 54

Công thức Rạng Đông

(chưa xử lý)

Bạch Hổ(chưa xử lý)

Cửu Long(đã xử lý)

440CTại 45 bar

-280CTại 45 barĐiểm sương của

30,100CTại 57 bar

-1,100CTại 45 barHàm lượng nước

4 Nhiệt độ điểm sương của nước ở áp suất

6 Nhiệt trị toàn phần (GHV),không nhỏ hơn Btu/Scf 950<GHV<1350

8 Tổng hàm lượng chất trơ kể cả CO2 nhỏ

( Theo biểu mẫu kiểm tra đặc tính nguyên liệu NCPT.CAM007.05/F2 )

1 Áp suất ban đầu tại giàn ống đứng

-9 Trọng lượng phân tử của khí vào bờ g/mole

-12 Khối lượng riêng của condensate vào

-13 Trọng lượng phân tử của condensate

-Bảng 1.4 Đặc tính kỹ thuật khí và condensate đầu vào nhà máy Dinh Cố

( Theo biểu mẫu kiểm tra đặc tính nguyên liệu NCPT.CAM007.05/F3 )

1 Điểm sương của nước ở 125 bar nhỏ

hơn

3 Hàm lượng lưu huỳnh tổng nhỏ hơn Ppm 30

Khí khô thương phẩm thu được từ khí tự nhiên và khí đồng hành sau khi xử

lý loại nước và tạp chất cơ học, tách khí hóa lỏng LPG và condensate Thành phần chính của etane và metane ngoài ra còn có một phần nhỏ khí propane, butane và các khí vô cơ khác như cacbondioxit, nitơ với hàm lượng cho phép

Bảng 1.5 Hàm lượng cho phép trong khí khô thương phẩm

tạiLưu lượng( triệu m3/ngày ) 3,8 3,5 3,34 4,7

-1.3.2 LPG ( Liquefied Petroleum Gas )

Khí hóa lỏng LPG là hỗn hợp các HC nhẹ chủ yếu là propane và butane có thể bảo quản và vận chuyển dưới dạng lỏng ở điều kiện áp suất trung bình ở nhiệt

độ môi trường

LPG chủ yếu được sử dụng làm chất đốt trong dân dụng và công nghiệp,

và còn là một nguồn nguyên liệu trong hóa dầu Hiện nay LPG do nhà máy Dinh Cố sản xuất đáp ứng được khoảng 30-40% như cầu thị trường LPG trong nước.

Lưu lượng từ 750-850 tấn/ ngày

Bảng 1.6 Chỉ tiêu kỹ thuật cần đạt được của LPG

( Theo biểu mẫu đặc tính kiểm tra sản phẩm NCPT.CAM007.003/F1 )

STT Tên chỉ tiêu Đơn vị tính Propane Butane Bupro

Phương pháp phân tích

1 Áp suất hơi ở

ASTM D1267-95

2 Hàm lượng lưu

ASTM D2784-98

3 Hàm lượng

-Quan sát bằng mắt thường4

nặng sau khi bộc

Bảng 1.7 Chỉ tiêu kỹ thuật cần đạt được của LPG

1 Áp suất hơi bão

ASTM D2158-95

D1657-91

6

Thành phầnC2H6C3H8i-C4H10n-C4H10Neo –C5H12i-C5H12n-C5H12C4H8

%mole -

2,2761,1714,2920,530,071,300,370,00

ASTM D2163-91

57,1342,87

Thành phần chính của condensate là các HC no như pentane, hexan, pentane, ( C5+) ngoài ra còn có các HC mạch vòng nhân thơm và một số hợp chất khác.

Lưu lượng 150.000 tấn/năm

Bảng 1.7 Chỉ tiêu cần đạt được của condensate

( Chứng thư giám định phẩm chất ASI No:08638A/GDAC )

Chỉ tiêu giám định Đơn vị Kết quả Phương pháp

Chưng cất

IBP10%

D-86

Cặn và hao hụt

Áp suất hơi bão hòa

Hàm lượng lưu huỳnh

%VOLKPa

%W

2,075,5

0,01

D-323D-1266

Bảng 1.8 Yêu cầu kỹ thuật đối với condensate

( Theo biểu mẫu kiểm tra đặc tính sản phẩm NCPT.CAM007.003/F1)

STT Tên chỉ tiêu Đơn vị tính

Mức chất lượng đăng ký

Phượng pháp phân tích

D1288-99

37,8oC, max 99

D1266-98

5 Độ ăn mòn tấm đồng trong

-ASTM 94

D130-6 Tổng hàm lượng axit max mgKOH/mg 0,033 ASTM

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

•Chế độ MF (Minimum Facility): Cụm thiết bị tối thiểu

•Chế độ vận hành GPP (Gas Processing Plant): Cụm thiết bị hoàn thiện

•Chế độ vận hành MGPP( Modified Gas Processing Plant): Chế độ GPP chuyển đổi

1.4.1 Quy trình công nghệ chế độ AMF

Đây là chế độ hoạt động của nhà máy ở trạng thái cụm thiết bị hoạt động là tối thiểu tuyệt đối Giai đoạn này được hoạt động với mục đích cung cấp khí thương phẩm gia dụng cho các nhà máy điện, đồng thời cũng thu hồi một lượng tối thiểu condensat với sản lượng 340 tấn/ngày Chế độ AMF là chế độ dự phòng cho chế độ

MF trong trường hợp chế độ MF, GPP và GPP chuyển đổi không hoạt động được như: xảy ra sự cố, sửa chữa, bảo dưỡng

● Chế độ vận hành AMF

Dòng khí nguyên liệu từ ngoài khơi được vận chuyển theo đường ống đường

Catcher, dòng khí và dòng lỏng được tách ra theo các đường riêng biệt, phần lớn nước lẫn trong hydrocacbon được tách và thải ra từ thiết bị này.

Dòng hydrocacbon từ Slug-Catcher được giảm áp và đưa vào bình tách V-03 hoạt động ở áp suất 75 bar, nhiệt độ 200C để tách thêm phần nước vẫn còn lẫn lại trong hydrocacbon lỏng Khi giảm áp suất từ 109 bar xuống còn 75 bar một phần hydrocacbon nhẹ hấp thụ trong lỏng được tách ra nhưng do hiệu ứng Joule-Thomson đồng thời với việc giảm áp suất, nhiệt độ sẽ giảm xuống thấp hơn nhiệt độ tạo thành hydrat nên để tránh hiện tượng tạo hydrat này bình được gia nhiệt đến

200C bằng dầu nóng ra từ thiết bị E-07 Dòng hydrocacbon lỏng ra khỏi V-03 được gia nhiệt tại thiết bị trao đổi nhiệt E-04A/B trước khi đưa vào tháp C-01

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, Khí thoát ra ở đầu V-08 được dùng

để hút khí từ C-01 thông qua các bơm hoà dòng EJ-01A/B/C Đầu ra của các bơm hòa dòng EJ-01A/B/C là dòng hai pha có áp suất 47 bar và nhiệt độ 210C, dòng hai pha này được nạp vào tháp C-05 cùng với dòng khí nhẹ từ tháp V-03

Tháp tách C-05 có nhiệm vụ tách phần lỏng ngưng tụ do hệ thống bơm hòa dòng đưa vào, dòng khí ra khỏi đỉnh tháp là dòng khí thương phẩm dùng để cung cấp cho các nhà máy điện, hydrocacbon lỏng từ đáy C-05 được đưa sang tháp tách etan C-01

Như vậy trong chế độ AMF tháp tách C-01 có hai dòng nguyên liệu đi vào, dòng thứ nhất là hydrocacbon lỏng từ bình tách V-03 được đưa vào đĩa thứ 14, dòng thứ hai là dòng hydrocacbon lỏng từ đáy tháp C-05 được đưa vào đĩa trên cùng của tháp C-01, tại đây hầu hết các thành phần nhẹ C1, C2 được tách khỏi hỗn hợp đầu vào Hỗn hợp lỏng từ đáy của tháp C-01 được tận dụng để gia nhiệt cho hỗn hợp đầu vào của chính nó đến từ tháp V-03 thông qua thiết bị trao đổi nhiệt E-04, sau đó được làm lạnh tại E-09 trước khi đưa ra đường ống hoặc vào bồn chứa Condensat TK-21

1.4.2 Quy trình công nghệ chế độ MF

Đây là chế độ vận hành của nhà máy ở trạng thái cụm thiết bị hoạt động tối thiểu, Chế độ MF được phát triển từ chế độ AMF nhằm mục đích thu hồi sản phẩm Bupro với sản lượng 630 tấn/ngày và condensat với sản lượng 380 tấn/ngày, đây là chế độ dự phòng trong trường hợp không thể vận hành nhà máy theo chế độ GPP

Ngoài các thiết bị trong giai đoạn AMF, trong giai đoạn MF có thêm các thiết bị chính sau:

- Tháp ổn định condensat (Stabilizer C-02)

- Dehydration and Regeneration V-06A/B

- Các thiết bị trao đổi nhiệt (Exchanger E-14, E-20)

- OFVHD Compressor (K-01): Là thiết bị nén dùng để tăng áp suất khí từ đỉnh C-01 lên 45 bar để đưa vào dòng khí Sale Gas

● Chế độ vận hành MF

Dòng khí ra từ Slug-Catcher được đưa đến bình tách lọc V-08 để tách nước, hydrocacbon lỏng, dầu nhờn và các hạt rắn, tác dụng của V-08 là bảo vệ lớp chất lỏng hấp phụ trong V-06A/B khỏi bị hỏng và tăng tuổi thọ của chúng Dòng khí khô

ra khỏi V-06A/B được đưa đồng thời đến hai thiết bị trao đổi nhiệt E-14 và E-20 với mục đích làm lạnh sâu để hóa lỏng khí Dòng khí sau khi ra khỏi E-14 và E-20

là dòng hai pha lỏng-khí được đưa vào tháp C-05 để tách lỏng

Khí ra từ đỉnh tháp C-05 có nhiệt độ -18,50C được đưa đến thiết bị trao đổi nhiệt nhằm với hai mục đích:

- Làm tác nhân làm lạnh bậc một cho dòng nguyên liệu tại thiết bị trao đổi

- Nhiệt độ giảm từ 25,60C xuống -170C trước khi được làm lạnh bậc hai tại van giãn nở FV-1001.

Tăng nhiệt độ cho chính dòng khí ra từ tháp C-05 lên đến nhiệt độ yêu cầu cần cung cấp cho các nhà máy điện

Lỏng ra từ đáy tháp C-05 có nhiệt độ -26,80C đến thiết bị trao đổi nhiệt E-20

để làm lạnh dòng nguyên liệu của tháp C-05 từ nhiệt độ 25,60C xuống còn 190C đồng thời cũng gia nhiệt cho chính dòng lỏng từ C-05 trước khi được nạp vào đĩa trên cùng của tháp C-01

Hai tháp hấp phụ V-06A và V-06B được sử dung luân phiên, khi tháp này làm việc thì tháp kia tái sinh Quá trình tái sinh được thực hiện nhờ sự cấp nhiệt của dòng khí thương phẩm sau khi được gia nhiệt đến 2200C bằng dòng dầu nóng tại E-

18, dòng khí này sau khi ra khỏi V-06A/B được tái làm nguội tại E-14 và tách lỏng

ở V-07 trước khi ra đường khí thương phẩm

Sơ đồ dòng lỏng trong chế độ MF tương tự như ở chế độ AMF chỉ khác ở chỗ khí ra ở V-03 được đưa đến tháp C-01 thay vì đưa vào tháp C-05 như chế độ AMF Ngoài ra trong chế độ độ MF, tháp C-02 được thêm vào để thu hồi Bupro, đồng thời tách một phần C1, C2 còn sót lại Kết quả chúng ta thu được nhiều Bupro hơn và sản phẩm lỏng có chất lượng tốt hơn Trong chế độ MF tháp C-01 có ba dòng nguyên liệu được đưa vào:

- Dòng lỏng đến từ V-03 được gia nhiệt từ 20oC lên 80oC tại thiết bị trao đổi nhiệt E-04A/B nhờ dòng lỏng nóng ra từ tháp ổn định C-02

- Dòng lỏng đến từ đáy tháp C-05 được đưa vào đĩa trên cùng

- Dòng khí từ đỉnh V-03 được đưa vào đĩa thứ 2 và thứ 3

Tại tháp C-01 các hydrocacbon nhẹ C1, C2 được tách ra và đi lên đỉnh tháp, sau đó được nén từ áp suất 25 bar lên 75 bar nhờ máy nén K-01 trước khi đưa vào đường khí thương phẩm Phần lỏng ra từ C-01 được đưa vào đĩa thứ 11 của tháp C-

02 Tháp C-02 làm việc ở áp suất 11 bar, nhiệt độ đỉnh 60oC, nhiệt độ đáy là 154oC, tại đây C5+ được tách ra và đi ra ở đáy tháp, sau đó chúng được dẫn qua bộ trao đổi nhiệt E-04 để gia nhiệt cho hỗn hợp đầu vào của tháp Sau khi ra khỏi E-04 lượng lỏng này được đưa đến thiết bị làm lạnh bằng không khí E-09 để làm lạnh trước khi

Hơi ra khỏi đỉnh tháp C-02 là Bupro, hơi Bupro được ngưng tụ tại thiết bị làm mát bằng không khí E-02, một phần được hồi lưu lại tháp C-02, phần còn lại được đưa đến bồn chứa V-21A/B hoặc đưa vào đường ống vận chuyển Bupro đến kho cảng Thị Vải.

1.4.3 Quy trình công nghệ chế độ GPP

Đây là chế độ hoàn thiện của nhà máy xử lý khí, lúc này nhà máy được hoàn thiện các thiết bị từ cụm thiết bị MF với mục đích thu hồi triệt để Condensat, Propan và Butan Khi hoạt động ở chế độ GPP hiệu suất thu hồi các sản phẩm lỏng cao hơn so với các chế độ AMF và MF Sản lượng của nhà máy trong giai đoạn GPP như sau:

- Khí thương phẩm: 3,3 triệu m3/ngày

- Propan 540 tấn/ngày, Butan 415 tấn/ngày

- Condensat 400 tấn/ngày

Ngoài các thiết bị chính có trong chế độ vận hành MF, ở chế độ GPP được

bổ sung thêm một số thiết bị sau:

- Dòng lỏng được loại một phần nước và đưa vào thiết bị tách ba pha V-03

để xử lý tiếp Bình này hoạt động ở áp suất 75 bar và nhiệt độ 18oC

- Dòng khí được đưa qua các thiết bị tách thứ cấp hai pha lỏng-hơi V-08 để tách phần lỏng còn lại, phần lỏng tách ra ở V-08 được đưa sang thiết bị tách ba pha

V-03 để tiếp tục xử lý tiếp, còn dòng khí tách ra khỏi V-08 được đưa vào tháp tách V-06A/B dùng chất hấp phụ rắn để tách hydrat.

- Dòng khí khô ra khỏi tháp V-06A/B sau khi được lọc bụi ở thiết bị lọc 01A/B được chia làm hai phần:

F Phần thứ nhất khoảng 2/3 lượng khí được đưa vào đầu giãn của thiết bị Turbo-Expander CC-01, tại đây khí giãn nở từ 109 bar xuống còn 33,5 bar, đồng thời do hiệu ứng Joule-Thomson nhiệt độ cũng giảm xuống còn -18oC, dòng khí này

sẽ được đưa vào đáy tháp tinh lọc C-05 để tách sơ bộ các hợp phần nhẹ

- Phần thứ hai khoảng 1/3 lượng khí ra khỏi V-06A/B được đưa sang thiết

bị trao đổi nhiệt E-14 để làm lạnh từ 260oC xuống -33,5oC nhờ dòng khí lạnh từ đỉnh tháp C-05 có nhiệt độ -42,5oC, sau đó nhờ van giảm áp FV-1001 khí được giãn

nở đoạn nhiệt từ 109 bar xuống 47,5 bar đồng thời nhiệt độ cũng giảm từ -35oC xuống -62oC sau đó được đưa vào đỉnh tháp C-05

Tháp tinh cất C-05 làm việc ở áp suất 33,5 bar, nhiệt độ đỉnh -42,4oC, nhiệt

độ đáy -20oC Khí ra ở đỉnh C-05 được sử dụng để làm lạnh khí đầu vào thông qua thiết bị trao đổi nhiệt E-14, sau đó được nén tại đầu nén của thiết bị CC-01 và được đưa ra đường khí thương phẩm, Lỏng ra khỏi đáy tháp C-05 được nạp vào đĩa thứ nhất của tháp C-01 để tiếp tục xử lý tiếp

Khí thoát ra khỏi đỉnh C-01 được máy nén K-01 nén từ 29 bar lên 47 bar sau

đó được làm lạnh tại thiết bị trao đổi nhiệt E-08 với tác nhân làm lạnh là dòng lỏng đến từ V-03 có nhiệt độ 20oC sau đó được đưa vào tháp tách khí nhẹ C-04 để tách nước và hydrocacbon nhẹ lẫn trong dòng lỏng đến từ bình tách V-03

Tháp C-04 làm việc ở áp suất 47,5 bar, nhiệt độ đỉnh 40oC, nhiệt độ đáy 44oC , khí

ra ở đỉnh C-04 được máy nén K-02 nén đến áp suất 75 bar, sau đó được làm lạnh bởi thiết bị làm lạnh bằng không khí E-19 Dòng khí thoát ra từ E-19 được trộn với lượng khí tách ra từ bình tách V-03 và được máy nén K-03 nén đến áp suất 109 bar, tiếp tục được làm lạnh tại E-13 và đưa vào dòng khí nguyên liệu

Tháp tách C-01 làm việc ở áp suất 29 bar, nhiệt độ đỉnh 29oC, nhiệt độ đáy 109oC, sản phẩm đáy của C-01 chủ yếu là C3 được đưa đến tháp ổn định C-02 để tiếp tục

xử lý tiếp

Tháp C-02 làm việc ở áp suất 29 bar, nhiệt độ đỉnh bằng 55oC, nhiệt độ đáy

134oC có nhiệm vụ tách riêng Condensat và Bupro Hỗn hợp khí ra ở đỉnh của C-02

là hỗn hợp Bupro được ngưng tụ toàn bộ ở nhiệt độ 43oC tại thiết bị ngưng tụ bằng không khí E-02 sau đó được đưa vào bình hồi lưu V-02, một phần Bupro được hồi lưu lại tháp C-02 nhờ bơm P-01A/B (Nhiệm vụ của bơm P-01A/B là bù đắp sự chênh áp suất giữa tháp C-01 11 bar và tháp C-02 16 bar) Phần lớn Bupro được gia nhiệt ở thiết bị gia nhiệt E-17 với tác nhân gia nhiệt được lấy từ chính đáy tháp C-

03, sau đó được nạp lại vào tháp C-03 Sản phẩm đáy của C-02 là Condensat thương phẩm được đưa ra bồn chứa hoặc đường ống Condensat

Tháp C-03 có nhiệm vụ tách riêng C3, C4 ra khỏi Bupro Khí ở đỉnh C-03 là hơi của Propan, hơi này được tụ toàn bộ ở nhiệt độ 46oC tại thiết bị làm mát bằng không khí E-11, sau đó được đưa vào thiết bị chứa hồi lưu V-05 một phần được hồi lưu lại tháp C-03, phần lớn Propan lỏng còn lại là Propan thương phẩm được đưa ra ống dẫn Propan hoặc bồn chứa Butan ra ở đáy tháp C-03 được thiết bị gia nhiệt bằng dầu nóng E-10 (ở 97oC) đun sôi để làm tác nhân cấp nhiệt cho E-17, sau khi được cấp nhiệt dòng này lại được làm mát tại E-12, nhiệt độ hạ xuống còn 45oC cuối cùng được đưa vào ống dẫn Butan

1.4.4 Chế độ vận hành GPP chuyển đổi

Chế độ GPP chuyển đổi được phát triển dựa trên chế độ GPP thiết kế nhằm mục đích tăng lưu lượng khí đầu vào nhà máy từ 4,3 triệu m3 khí/ngày lên 5,7 triệu (m3/ngày).Trong chế độ GPP chuyển đổi ngoài các thiết bị trong chế độ GPP ban đầu có bổ sung thêm các thiết bị sau:

Hỗn hợp lỏng ra khỏi Slug-Catcher được đưa vào thiết bị tách ba pha V-03 làm việc ở nhiệt độ 200C, áp suất 47 bar thấp hơn so với áp suất ở chế độ GPP thiết

kế là 75 bar nhằm mục đích xử lý thêm lượng lỏng đến từ bình tách V-101 của dòng Bypass

Hỗn hợp khí ra khỏi Slug-Catcher được chia thành hai dòng:

- Dòng thứ nhất khoảng 0,8 triệu m3 khí ẩm/ngày được đưa qua van giảm

áp PV-106 giảm áp suất từ 60-70 bar đến áp suất 54 bar và đi vào thiết bị tách lỏng V-101 để tách riêng lỏng và khí Lỏng đi ra tại đáy bình tách V-101 được đưa vào thiết bị tách ba pha V-03 để tách sâu hơn, còn khí ra ở đỉnh bình tách V-101 được

sử dụng như khí thương phẩm cung cấp cho các nhà máy điện bằng hệ thống ống dẫn có đường kính 16 inch.

- Dòng khí thứ hai là dòng khí chính với lưu lượng khoảng 4,9 triệu m3 khí ẩm/ngày được đưa vào hệ thống 4 máy nén khí K-1011A/B/C/D để nén dòng khí từ

áp suất 60-70 bar lên áp suất theo thiết kế là 109 bar với nhiệt độ 400C, dòng khí này được đưa vào thiết bị lọc V-08 để tách tinh lượng lỏng còn lại trong khí và lọc bụi bẩn Dòng khí ra khỏi V-08 được đưa vào thiết bị V-06A/B để tách loại nước trong không khí với mục đích tránh tạo hydrat trong quá trình làm lạnh sâu khí sau này Sau đó được đưa qua thiết bị lọc F-01A/B để tách lọc bụi bẩn có trong khí Phần lỏng ra khỏi thiết bị V-08 được đưa vào bình tách ba pha V-03 để tiếp tục xử

- Phần thứ hai khoảng 2/3 dòng khí còn lại được đưa vào đầu giãn nở của thiết bị CC-01 để thực hiện việc giảm áp từ 109 bar xuống tới 37 bar và nhiệt độ giảm xuống -12oC Dòng khí lạnh này sau đó được đưa vào đáy của tháp tinh cất C-05

Như vậy khí khô sau khi ra khỏi thiết bị lọc F-01A/B được tách ra và đưa sang các thiết bị E-14 và CC-01 để giảm nhiệt độ sau đó đưa vào tháp tinh cất C-05 hoạt động ở áp suất 37 bar, nhiệt độ của đỉnh tháp và đáy tháp tương đương là -45oC

và -15oC, tại đây khí (chủ yếu là Metan và Etan) được tách ra tại đỉnh tháp Thành phần pha lỏng (chủ yếu là Propan và các cấu tử nặng hơn) được tách ra từ đáy tháp

Hỗn hợp khí đi ra từ đỉnh tháp C-05 thành phần chủ yếu là Metan và Etan có nhiệt độ -45oC được sử dụng làm tác nhân lạnh cho thiết bị trao đổi nhiệt E-14 và sau đó được nén tới áp suất 54 bar trong phần nén của thiết bị CC-01 Hỗn hợp khí

đi ra từ thiết bị này được đưa vào hệ thống đường ống 16 inch đến các nhà máy điện như là khí thương phẩm

Hỗn hợp lỏng đi ra từ đáy tháp tinh cất C-05 có thành phần là C3 , chủ yếu là Propan được đưa vào đỉnh tháp C-01 như dòng hồi lưu ngoài

Tháp tách Etan C-01 là một tháp đĩa dạng van hoạt động như một thiết bị chưng cất Trong chế độ GPP chuyển đổi tháp C-01 có hai dòng nguyên liệu đi vào

là dòng lỏng từ đáy tháp C-05 đi vào đĩa trên cùng và dòng lỏng từ đáy bình tách V-03 sau khi được gia nhiệt tại E-04 được đưa vào đĩa thứ 20 Tháp C-01 có nhiệm

vụ tách hydrocacbon nhẹ như Metan và Etan ra khỏi Condensat, khi hoạt động tháp

có áp suất 27,5 bar, nhiệt độ đỉnh 14oC, nhiệt độ đáy 109oC được duy trì nhờ thiết bị gia nhiệt E-01A/B Khí nhẹ ra khỏi đỉnh tháp C-01 được đưa vào bình tách V-12 để tách lỏng có trong khí, sau đó được máy nén K-01 nén từ áp suất 27,5 bar đến áp suất 47,5 bar rồi đưa vào bình tách V-13 được nén tiếp đến 75 bar nhờ máy nén K-

02, được làm mát nhờ thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-19 Dòng khí ra khỏi E-19 lại được máy nén K-03 nén đến áp suất thiết kế là 109 bar, sau đó được làm mát tại thiết bị trao đổi nhiệt E-13 và cuối cùng quay trở lại bình tách V-08 như là nguyên liệu đầu vào

Hỗn hợp lỏng ra khỏi đáy C-01 có thành phần chủ yếu là C3 được đưa vào bình ổn định V-15 sau đó được đưa vào đĩa thứ 11 của tháp C-02

Tháp ổn đỉnh C-02 là một tháp đĩa dạng van bao gồm 30 đĩa, áp suất làm việc 11 bar, nhiệt độ đỉnh 55oC, nhiệt độ đáy 134oC (được duy trì nhờ Reboiler E-03) Tháp C-02 có nhiệm vụ tách riêng hỗn hợp Bupro gồm Propan và Butan ra khỏi Condensat Hỗn hợp Bupro ra khỏi đỉnh C-01 có nhiệt độ 55oC được làm mát đến 43oC nhờ thiết bị làm mát bằng quạt E-02, sau đó được đưa sang bình ổn định V-02, một phần nhỏ Bupro được hồi lưu lại đỉnh tháp C-01 còn phần lớn được làm lạnh lần nữa tại E-12 sau đó được đưa vào bồn chứa để xuất ra xe bồn hoặc đưa về kho cảng Thị Vải

Condensat ra khỏi đáy tháp C-02 có nhiệt độ cao được tận dụng để gia nhiệt cho dòng lỏng ra từ đáy V-03 thông qua thiết bị trao đổi nhiệt E-04, đồng thời nhiệt

độ của dòng Condensat cũng giảm xuống còn 60oC, sau đó được làm mát tiếp đến

45oC tại thiết bị làm lạnh bằng quat E-09 cuối cùng được đưa vào bồn chứa hoặc dẫn về kho cảng Thị Vải

CHƯƠNG 2 THIẾT KẾ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ 2.1 Biện luận lựa chọn công nghệ, thiết bị cho nhà máy Dinh Cố

Căn cứ vào các đặc điểm của khí vào nhà máy Dinh Cố nêu tại (bảng 1.1) và

yêu cầu chất lượng các sản phẩm khí khô, Etan, LPG, Condensate có thể xác định cấu hình hệ thống các thiết bị công nghệ chính của nhà máy Dinh Cố bao gồm các hạng mục sau:

Hình 2.1 Sơ đồ khối công nghệ chế biến khí Dinh Cố

2.2. Lựa chọn thiết bị tách lỏng dầu khí đầu vào

2.2.1 Mục đích

Do nguyên liệu đầu vào của Nhà máy là dòng khí nhiệt độ là 20oC đến 30oC,

áp suất là 65-80 bar Tại nhiệt độ và áp suất này thì nhiệt độ điểm sương của hydrocacbon là -20oC thấp hơn nhiệt độ đầu vào Nhà máy là 25oC, do vậy dòng khí tại đầu vào của Nhà máy có khả năng tạo lỏng Do đó phải có thiết bị tách khí/lỏng đặt ngay đầu vào Nhà máy

2.2.2 Quá trình tách lỏng khí [3]

•Có bốn loại bình tách cơ bản là: bình tách đứng, bình tách ngang, bình tách hình cầu và Slug Catcher

+ Bình tách đứng: Ưu điểm là dễ dàng lắp đặt, báo động và tắt hệ thống, chiếm ít không gian hơn và tách hiệu quả hơn khi dòng nguyên liệu có tỉ lệ khí/lỏng cao Nhược điểm khó thích hợp cho bình tách ba pha và tỉ lệ khí/lỏng thấp.

Hình 2.2 Bình tách hình trụ đứng 2 pha

+ Bình tách ngang: Ưu điểm là hiệu quả tách cao hơn, xử lý được lượng lỏng trong dòng khí lớn hơn, dễ dàng hơn cho việc thiết kế thiết bị tách ba pha Nhược điểm là tốn không gian và gặp vấn đề về tách lỏng khi lượng lỏng cao

Hình 2.3 Bình tách hình trụ nằm 3 pha

+ Bình tách hình cầu: Ưu điểm là tách lượng khí/lỏng cao, ổn định, khả năng thích ứng với sự thay đổi điều kiện tốt hơn, dung tích lớn Nhược điểm là lắp đặt khó khăn

Chú thích:

1- Cửa vào hỗn hợp 2- Bộ phận tạo va đập 3- Bộ phận chiết sương 4- Đường xả khí 5- Đường xả chất lỏng

Chú thích:

1- Cửa vào hỗn hợp 2- Bộ phận tạo va đập 3- Bộ phận chiết sương 4- Đường xả khí 5- Đường xả chất lỏng 6- Đường xả nước

Chú thích:

1- Bộ phận ly tâm 2- Màng chiết 3- Phao đo mức chất lỏng 4- Thiết bị điều khiển mức chất lỏng trong bình

5- Van xả dầu tự động

và tách lỏng lớn do cấu tạo là hệ thống các dãy ống có kích thước lớn để chứa lỏng

2.3 Lựa chọn thiết bị tách nước [2]

2.3.1 Mục đích

Như đã đề cập ở trên, nhiệt độ điểm sương đối với nước trong khí đầu vào là 25.6oC Trong khi theo yêu cầu sản phẩm khí có nhiệt độ điểm sương của nước ở áp suất 45 bar là phải nhỏ hơn 5oC, do đó khí này được sắp xếp vào loại khí có hàm ẩm cao, không đảm bảo chất lượng sản phẩm đầu ra và cần phải được tách loại nước

Ngoài ra nước có mặt trong khí khi ở điều kiện nhiệt độ, áp suất thích hợp sẽ tạo ra các tinh thể hydrate làm ảnh hưởng đến quá trình vận hành của các thiết bị trong quá trình chế biến khí (như bơm, quạt, máy nén…), ngoài ra sự có mặt của

hơi nước và các hợp chất chứa lưu huỳnh sẽ làm tiền đề thúc đẩy sự ăn mòn kim loại, làm giảm tuổi thọ và thời gian sử dụng thiết bị.

2.3.2 Quá trình tách nước

•Lựa chọn phương pháp loại nước

Có nhiều phương pháp làm khô khí, tuy nhiên tùy thuộc vào hàm lượng nước đầu vào, yêu cầu điểm sương theo mong muốn và cách lựa chọn công nghệ chế biến khí mà ta lựa chọn các phương pháp khác nhau Để đạt được nhiệt độ điểm sương thấp ( khoảng -90 đến -100oC) ta phải sử dụng phương pháp hấp phụ bằng rây phân

tử vì:

- Đây là phương pháp cần sử dụng để sấy khô với độ hạ điểm sương tới 100-120oC và yêu cầu khí sấy phải có điểm sương thấp trong khoảng -60 đến -90oC

- Vì quá trình làm lạnh giãn nở Turbo-Expander đòi hỏi dòng khí phải có nhiệt độ tạo thành hydrate rất thấp ( -99oC)

- Khả năng làm việc trong một thời gian dài, dễ tái sinh, tuổi thọ thường

2 – 3 năm

- Hệ thống làm việc liên tục khi sử dụng 2 thiết bị làm việc song song (một tháp hấp phụ, một tháp tái sinh)

2.3.3 Biện luận quá trình

Trong công nghiệp chế biến khí các chất hấp phụ thường dùng là silicagel, Al2O3 hoạt tính, boxit hoạt tính, zeolite 4A và 5A Các chất hấp phụ phải có bề mặt riêng lớn, điểm sương của khí sau công đoạn sấy phụ thuộc vào chất hấp phụ đã chọn và công nghệ đã thiết kế Khi tính toán thiết kế sơ đồ sử dụng giá trị điểm sương có thể đạt được và các chất hấp phụ thường dùng như sau:

Bảng 2.1 Nhiệt độ đểm sương của các lớp hấp phụ

Chất hấp phụ Điểm sương của khí sau khi sấy

Rây phân tử ( Zeolite ) -90oC

Đệm Caremic

1 Thùng chứa, 2 Tháp hấp phụ, 3 Tháp nhả hấp phụ, 4 Bơm, 5 Thiết bị làm nguội, 6 Tháp tách nước ngưng tụ, 7 Thiết bị gia nhiệt, 8 Điều khiển lưu lượng dòng, I Khí đưa vào sấy, II Khí sau khi sấy, III Khí đưa vào gia nhiệt để tái sinh

Hình 2.5 Công nghệ sấy khí bằng hấp phụ

Nguyên tắc hoạt động của phương pháp này: Cho dòng khí ướt qua lớp hấp phụ, nước bị giữ lại trong các mao quản chất hấp phụ và dòng khí đi ra khỏi lớp hấp phụ là dòng khí khô Chất hấp phụ được tái sinh tách ẩm bằng cách đun nóng

Đặc tính của hệ thống:

- Chất hấp phụ dạng hạt, dạng viên có kích thước 2 – 7mm

- Nhiệt độ tháp hấp phụ thường thấp hơn 50oC

- Nhiệt độ tháp tái sinh khoảng 200 - 350oC

- Áp suất tháp hấp phụ: 28 – 80bar

- Độ giảm áp suất trong lớp đệm: 0.07 – 0.1bar/m

- Tốc độ dòng khí trong lớp đệm chất hấp phụ: 7 – 16 m/phút

- Thời gian một chu trình hấp phụ khoảng 5 – 8 giờ

- Lưu lượng khí tái sinh khoảng 5-15% lượng khí đi vào tháp hấp phụ

- Lượng nước hấp phụ được:

+ 4-7 kg/100kg Nhôm oxyt hoạt tính

+ 9-12/100 kg Zeolite

2.4 Lựa chọn thiết bị loại các tạp chất cơ học trong khí

2.4.1 Mục đích

Khí sau Slug Catcher có một lượng tạo chất cơ học không mong muốn sinh

ra từ quá trình khai thác trong các mỏ, cặn rỉ sắt trong đường ống sih ra từ trong quá

chuyển biến do sử dụng các chất hấp thụ để tách loại nước, khử chua khí… Sự có mặt của các tạp chất cơ học này sẽ dẫn đến gây tắc nghẽn đường ống, van trong quá trình vận chuyển và chế biến, làm nhiễm bẩn sản phẩm, gây hư hỏng thiết bị do va đập, đặc biệt đối với các thiết bị quay có tốc độ quay cực lớn như Turbo Exppander, máy nén, máy bơm… Do vậy các hợp chất này phải được tách loại hoàn toàn trước khi chế biến khí.

2.4.2 Quá trình loại tạp chất cơ học

Với những ưu điểm như hiệu suất tạp chất cơ học cao (99 – 99.99%) với các tạp chất cơ học có kích thước từ 10µ trở lên, thiết bị nên dễ dàng cho vận hành và kiểm soát (chỉ cần kiểm soát chênh áp qua thiết bị lọc) Do đó đề xuất chọn lọc phương pháp lọc tạp chất cơ học ra khỏi khí dùng Filter lọc

Do Slug Catcher tách lỏng không triệt để nên đề xuất kết hợp thiết bị tách tạp chất cơ học với tách lỏng tăng cường (Filter Separator) nhằm tách triệt để lỏng bị cuốn theo dòng khí ra từ Slug Catcher

Hình 2.6 Thiết bị tách tạp chất cơ học Filter Separator

5

1- Cửa khí ra2- Cửa bụi và khí vào3- Túi lọc bụi

4- Khung căng túi lọc5- Cửa xả bụi

6- Ống Venburi7- Vòi khí nén7

Về mặt nguyên lí có 3 cách làm lạnh khí: Gồm chu trình làm lạnh trong, chu trình làm lạnh ngoài, và chu trình làm lanh tổ hợp (kết hợp chu trình làm lạnh trong

và làm lạnh ngoài)

Chu trình làm lạnh trong bao gồm các thiết bị như sau: Trao đổi nhiệt, van giảm áp, turbo giản nở khí Dòng khí được làm lạnh trong thiết bị trao đổi nhiệt để tận thu nhiệt lạnh, qua van giảm áp và giãn nở khí bằng Turbo để hạ nhiệt độ dòng khí xuống nhằm tăng hiệu suất thu hồi sản phẩm lỏng

Chu trình làm lạnh ngoài được thực hiện trong hệ thống làm lạnh có máy nén khí đầu vào để hóa lỏng tác nhân làm lạnh, sau đó đưa qua hệ thống làm lạnh khí đầu vào trước khi đưa đên cột phân tách sản phẩm

2.5.3 Biện luận và lựa chọn phương pháp làm lạnh khí

Để có thể thu hồi được sản phẩm Etan trong khí nguyên liệu thì nhiệt độ của khí nguyên liệu cần phải làm lạnh đến từ -80oC đến -100oC Để đạt được đến nhiệt

độ này, trong thưc thế hiện nay người ta sử dụng phương pháp làm lạnh tổng hợp (sử dụng chu trình làm lạnh ngoài kết hợp với giảm áp qua van, qua Turbo expander

và tận thu nhiệt lạnh trong hệ thống) nhằm đảm bảo làm lạnh sâu khí

Hình 2.7 Mô hình làm lạnh tổ hợp

Đối với tác nhận làm lạnh, phụ thuộc vào nhiệt độ khí sau làm lạnh, tác nhân

có thể sử dụng trong chu trình làm lạnh ngoài bao gồm nito, amoniac, methane,

etan, propane, buthane… Nhiệt độ làm lạnh tối đa khi sử dụng các môi chất nêu trên như sau:

Theo tính toán thì để tách được Etan khí nguyên liệu cần được làm lạnh để đạt được nhiệt độ từ -80oC đến -100oC Do vậy chọn tác nhân làm lạnh bằng Propan

la phù hợp nhất.Lúc này sơ đồ nguyên lý của quá trình làm lạnh sẽ được thực hiện bằng thứ tự theo các bước sau đây:

- Khí nguyên liệu trước khi vao tháp tách Etan sẽ được làm lạnh bởi chu trình làm lạnh ngoài bằng Propan hóa lỏng đến nhiệt độ 0oC

- Sau đó môt phần khí được tiếp tục làm lạnh bằng cách tận thu nhiệt lạnh trong hệ thống nhờ dòng nhiệt lạnh cuả khí khô sau khi đã ngưng tụ lỏng đến nhiệt

độ khoảng -48oC đến -45oC và tiếp tục qua van tiết lưu để làm lạnh đến nhiệt độ-80oC đến -100oC nhằm thu hồi Etan và LPG

- Phần khí còn lại được giãn nở qua Turbo-Expander để làm lạnh đến nhiệt

độ khoảng -40oC đến -60 oC trước khi đưa vào tách Etan

Vị trí đặt cụm thiết bị làm lạnh tăng để tách thêm sản phẩm Etan được lắp đặt đồng thời với cùng làm lạnh khí nguyên liệu đầu vào hoặc lắp đặt ngay sau đường khí khô đầu ra nhà máy

2.6 Lựa chọn sơ đồ chưng cất phân đoạn các sản phẩm

Sản phẩm thô thu được bao gồm: lỏng tại Slug catcher, lỏng tại đáy tháp Demethanizer (T-100) Phần lỏng này chứa lượng lớn thành phần C2+, vì vậy để thu được các sản phẩm khác nhau, ta phải tiến hành chưng cất để tách Etan, LGP, Condensate như mong muốn Như vậy ta phải có tối thiểu hệ thống gồm 03 tháp chưng cất demethanizer, tháp deethanizer, tháp ổn định condensate để tách các sản phẩm theo yêu cầu Mô hình đơn giản nhất của cụm tháp chưng cất có thể được mô

tả như sau:

Hình 2.8 Sơ đồ cụm chưng cất phân đoạn sản phẩm

 Xây dựng sơ đồ hoàn chỉnh

Thuyết minh sơ đồ công nghệ:

Khí vào nhà máy là khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ và mỏ Rạng Đông với lưu lượng 5,7 triệu m3 khí ẩm/ngày, được đưa vào hệ thống Slug-Catcher để tách Condensat và nước trong ở áp suất 60-70 bar và nhiệt độ từ 23-280C

Hỗn hợp lỏng ra khỏi Slug-Catcher được đưa vào thiết bị tách ba pha V-03 làm việc ở nhiệt độ 200C, áp suất 47 bar thấp hơn so với áp suất ở chế độ GPP thiết

kế là 75 bar nhằm mục đích xử lý thêm lượng lỏng đến từ bình tách V-101 của dòng Bypass

Hỗn hợp khí ra khỏi Slug-Catcher được chia thành hai dòng:

- Dòng thứ nhất khoảng 0,8 triệu m3 khí ẩm/ngày được đưa qua van giảm

áp PV-106 giảm áp suất từ 60-70 bar đến áp suất 54 bar và đi vào thiết bị tách lỏng

V-101 để tách riêng lỏng và khí Lỏng đi ra tại đáy bình tách V-101 được đưa vào thiết bị tách ba pha V-03 để tách sâu hơn, còn khí ra ở đỉnh bình tách V-101 được

sử dụng như khí thương phẩm cung cấp cho các nhà máy điện bằng hệ thống ống dẫn có đường kính 16 inch

- Dòng khí thứ hai là dòng khí chính với lưu lượng khoảng 4,9 triệu m3 khí ẩm/ngày được đưa vào hệ thống 4 máy nén khí K-1011A/B/C/D để nén dòng khí từ

áp suất 60-70 bar lên áp suất theo thiết kế là 109 bar với nhiệt độ 400C, dòng khí này được đưa vào thiết bị lọc V-08 để tách tinh lượng lỏng còn lại trong khí và lọc bụi bẩn Dòng khí ra khỏi V-08 được đưa vào thiết bị V-06A/B để tách loại nước trong không khí với mục đích tránh tạo hydrat trong quá trình làm lạnh sâu khí sau này Sau đó được đưa qua thiết bị lọc F-01A/B để tách lọc bụi bẩn có trong khí Phần lỏng ra khỏi thiết bị V-08 được đưa vào bình tách ba pha V-03 để tiếp tục xử

- Phần thứ hai khoảng 2/3 dòng khí còn lại được đưa vào đầu giãn nở của thiết bị CC-01 để thực hiện việc giảm áp từ 109 bar xuống tới 37 bar và nhiệt độ giảm xuống -12oC Dòng khí lạnh này sau đó được đưa vào đáy của tháp tinh cất C-05

Như vậy khí khô sau khi ra khỏi thiết bị lọc F-01A/B được tách ra và đưa sang các thiết bị E-14 và CC-01 để giảm nhiệt độ sau đó đưa vào tháp tinh cất C-05 hoạt động ở áp suất 37 bar, nhiệt độ của đỉnh tháp và đáy tháp tương đương là -45oC

và -15oC, tại đây khí (chủ yếu là Metan và Etan) được tách ra tại đỉnh tháp Thành phần pha lỏng (chủ yếu là Propan và các cấu tử nặng hơn) được tách ra từ đáy tháp.

Hỗn hợp khí đi ra từ đỉnh tháp C-05 thành phần chủ yếu là Metan và Etan có nhiệt độ -45oC được sử dụng làm tác nhân lạnh cho thiết bị trao đổi nhiệt E-14 và sau đó được nén tới áp suất 54 bar trong phần nén của thiết bị CC-01 Hỗn hợp khí

đi ra từ thiết bị này được đưa vào hệ thống đường ống 16 inch đến các nhà máy điện như là khí thương phẩm

Hỗn hợp lỏng đi ra từ đáy tháp tinh cất C-05 có thành phần là C3+, chủ yếu là Propan được đưa vào đỉnh tháp C-01 như dòng hồi lưu ngoài

Tháp tách Etan C-01 là một tháp đĩa dạng van hoạt động như một thiết bị chưng cất Trong chế độ GPP chuyển đổi tháp C-01 có hai dòng nguyên liệu đi vào

là dòng lỏng từ đáy tháp C-05 đi vào đĩa trên cùng và dòng lỏng từ đáy bình tách V-03 sau khi được gia nhiệt tại E-04 được đưa vào đĩa thứ 20 Tháp C-01 có nhiệm

vụ tách hydrocacbon nhẹ như Metan và Etan ra khỏi Condensat, khi hoạt động tháp

có áp suất 27,5 bar, nhiệt độ đỉnh 14oC, nhiệt độ đáy 109oC được duy trì nhờ thiết bị gia nhiệt E-01A/B Khí nhẹ ra khỏi đỉnh tháp C-01 được đưa vào bình tách V-12 để tách lỏng có trong khí, sau đó được máy nén K-01 nén từ áp suất 27,5 bar đến áp suất 47,5 bar rồi đưa vào bình tách V-13 được nén tiếp đến 75 bar nhờ máy nén K-

02, được làm mát nhờ thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-19 Dòng khí ra khỏi E-19 lại được máy nén K-03 nén đến áp suất thiết kế là 109 bar, sau đó được làm mát tại thiết bị trao đổi nhiệt E-13 và cuối cùng quay trở lại bình tách V-08 như là nguyên liệu đầu vào

Hỗn hợp lỏng ra khỏi đáy C-01 có thành phần chủ yếu là C3+ được đưa vào bình ổn định V-15 sau đó được đưa vào đĩa thứ 11 của tháp C-02

Tháp ổn đỉnh C-02 là một tháp đĩa dạng van bao gồm 30 đĩa, áp suất làm việc 11 bar, nhiệt độ đỉnh 55oC, nhiệt độ đáy 134oC (được duy trì nhờ Reboiler E-03) Tháp C-02 có nhiệm vụ tách riêng hỗn hợp Bupro gồm Propan và Butan ra khỏi Condensat Hỗn hợp Bupro ra khỏi đỉnh C-01 có nhiệt độ 55oC được làm mát đến 43oC nhờ thiết bị làm mát bằng quạt E-02, sau đó được đưa sang bình ổn định V-02, một phần nhỏ Bupro được hồi lưu lại đỉnh tháp C-01 còn phần lớn được làm