GIÁO TRÌNH CÔNG NGHỆ CHẾ BIẾN KHÍ

Giáo trình công nghệ chế biến khí CHƢƠNG 1: CÁC KHÁI NIỆM CƠ BẢN 1.1 Các khái niệm khí thiên nhiên 1.1.1 Nguồn gốc 1.1.1.1 Nguồn gốc vô Theo giả thuyết lòng Trái đất có chứa cacbua kim loại Al4C3, CaC2 Các chất bị phân hủy nước để tạo CH4 C2H2: Al4C3 + 12H2O 4Al(OH)3 + 3CH4 CaC2 + 2H2O Ca(OH)2 + C2H2 Các chất khởi đầu (CH4, C2H2) qua trình biến đổi tác dụng nhiệt độ, áp suất cao lòng đất xúc tác khoáng sét, tạo thành hydrocacbon có dầu khí Để chứng minh cho điều đó, năm 1866, Berthelot tổng hợp hydrocacbon thơm từ axetylen nhiệt độ cao xúc tác Năm 1901, Sabatier Sendereus thực phản ứng hydro hóa axetylen xúc tác Niken sắt nhiệt độ khoảng 200 - 3000C, thu loạt hydrocacbon tương ứng thành phần dầu Cùng với hàng loạt thí nghiệm trên, giả thuyết nguồn gốc vô dầu mỏ chấp nhận thời gian dài Sau này, trình độ khoa học kỷ thuật ngày phát triển người ta bắt đầu hoài nghi luận điểm vì: - Đã phân tích (bằng phương pháp đại) dầu mỏ có chứa Porphyrin có nguồn gốc từ động thực vật - Trong vỏ đất, hàm lượng cacbua kim loại không đáng kể - Các hydrocacbon thường gặp lớp trầm tích, nhiệt độ vượt 150 2000C (vì áp suất cao), nên không đủ nhiệt độ cần thiết cho phản ứng hóa học xảy Chính mà giả thuyết nguồn gốc vô ngày phai mờ có 1.1.1.2 Nguồn gốc hữu Đó giả thuyết hình thành dầu mỏ từ vật liệu hữu ban đầu Những vật liệu xác động thực vật biển, cạn bị dòng sông trôi biển nước biển có nhiều loại vi khuẩn hiếu khí yếm khí, động thực vật bị chết, lặp tức bị chúng phân hủy Những phần dễ bị phân hủy (như chất Albumin, hydrat cacbon) bị vi khuẩn công trước tạo thành chất dễ tan nước khí bay đi, chất không tạo nên dầu khí Ngược lại, chất khó bị phân hủy (như Giáo trình công nghệ chế biến khí protein, chất béo, rượu cao phân tử, sáp, dầu, nhựa) dần lắng đọng tạo nên lớp trầm tích đáy biển; vật liệu hữu dầu khí Các chất qua hàng triệu năm biến đổi tạo thành hydrôcacbon ban đầu: RCOOR’ + H2O R’OH RCOOH + RCOOH RH CO2 RCH2OH R’-CH=CH2 R’-CH=CH2 + H2 + + H2O R’-CH2-CH3 Theo tác giả Petrov, axít béo thực vật thường axit béo không no, biến đổi tạo thành -lacton, sau tạo thành naphten aromat: Thuyết nguồn gốc hữu dầu mỏ cho phép giải thích nhiều tượng thực tế Chẳng hạn như: dầu mỏ nơi khác nhau, khác vật liệu hữu ban đầu Ví dụ, vật liệu hữu ban đầu giàu chất béo tạo loại dầu parafinic… Dầu sinh rải rác lớp trầm tích, gọi “đá mẹ” Do áp suất cao nên chúng bị đẩy buộc phải di cư đến nơi qua tầng “đá chứa” thường có cấu trúc rỗng xốp Sự di chuyển tiếp tục xảy chúng gặp điều kiện thuận lợi để lại tích tụ thành dầu mỏ Trong trình di chuyển, dầu mỏ phải qua tầng đá xốp, xảy hấp phụ, chất có cực bị hấp phụ lại lớp đá, kết dầu nhẹ Nhưng trình di chuyển dầu bị tiếp xúc với oxy không khí, chúng bị oxy hóa dẫn đến tạo hợp chất chứa nguyên tố dị nguyên tố, làm dầu bị xấu Khi dầu tích tụ nằm mỏ dầu, trình biến đổi xảy mỏ dầu kín Trong trường hợp có khe hở, oxy, nước khí lọt vào, xảy biến chất theo chiều hướng xấu phản ứng hóa học Các hydrocacbon ban đầu dầu khí thường có phân tử lượng lớn (C30 – C40), chí cao Các chất hữu nằm lớp trầm tích chịu nhiều biến đổi hóa học ảnh hưởng nhiệt độ, áp suất, xúc tác (là khoáng sét) Người ta thấy rằng, lún chìm sâu xuống 30 mét, nhiệt độ lớp trầm tích tăng từ 0,54 - 1,200C, áp suất tăng từ - 7,5 atm Như độ sâu lớn, nhiệt độ, áp suất tăng lớp trầm tích tạo dầu khí, nhiệt độ lên tới 100 – 2000C áp suất từ 200 - 1000 at Ở điều kiện này, hydrocacbon có phân tử lớn, mạch dài, cấu trúc phức tạp phân hủy nhiệt, tạo thành chất có phân tử nhỏ hơn, cấu trúc đơn giản hơn, số lượng vòng thơm hơn… Thời gian dài yếu tố thúc đẩy trình crăcking xảy mạnh Chính vậy, tuổi dầu cao, độ lún chìm sâu, dầu tạo thành chứa nhiều hydrocacbon với trọng lượng phân tử nhỏ Sâu có khả chuyển hóa hoàn toàn thành khí, khí metan bền vững nên hàm lượng cao Cũng vậy, tăng chiều sâu giếng khoan thăm dò dầu khí xác suất tìm thấy khí thường cao 1.1.2 Đặc điểm thành phần khí thiên nhiên 1.1.2.1 Đặc điểm Giáo trình công nghệ chế biến khí - Khí thiên nhiên khai thác từ giếng khí hay dầu - Tùy thuộc vào đặc tính giếng mà khai thác có tạp chất thành phần khác KHÍ KHÔNG ĐỒNG HÀNH Thành Australia Algeria phần (N.W.Sheif) (Hassi Newzealand Northsea (Kapuni) R’Mel) (%mole) KHÍ ĐỒNG HÀNH (West Sole) Abu North North Dhabi Sea Sea (Zakum) (Forties) (Brent) N2 1.0 6.1 1.0 1.2 0.7 1.2 0.9 CO2 3.2 0.2 44,9 0.5 2.3 0.7 0.9 H2S 3.2 0.2 4,49 0.5 0.6 0.7 0.9 CH4 85.3 83.5 46.2 94.3 72.0 46.5 74.0 C2H6 5.8 7.0 5.2 3.1 13.9 13.2 12.4 C3H8 2.0 2.0 2.0 0.5 6.5 19.8 7.5 C4H10 0.8 0.8 0.6 0.2 2.6 10.6 2.9 C5H12+ 1.9 0.4 0.1 0.2 1.4 8.0 1.4 Bảng 1.1 Thành phần loại khí thiên nhiên - Khí thiên nhiên khí không màu, không mùi (có mùi mecaptan cho vào) - Khí thiên nhiên có tính cháy - Thành phần chủ yếu khí thiên nhiên metan (CH4) - Tỷ trọng khí thiên nhiên không khí dao động khoảng rộng từ 0,55 - 1,1 - Nhiệt cháy cao 1.1.2.2 Thành phần khí thiên nhiên Gồm thành phần chính: hydrocacbon không hydrocacbon - Hydrocacbon: chủ yếu từ C1 - C4, C4 - C7 - Không hydrocacbon: H2O (hơi, lỏng), N2, CO2, H2S, COS, CS2, RSH, H2, He… - Phần không hydrocacbon có số tạp chất mà trình chế biến cần phải tách chúng không ảnh hưởng trình làm việc - Ví dụ: H2O Làm tăng trình ăn mòn có mặt CO2 Ảnh hưởng đến hệ thống làm việc tạo hyđrat, đóng băng gây tắc nghẽn đường ống làm giảm công suất vận chuyển Vì vậy, ta phải tách nước - Nitơ: trơ, không ăn mòn - CO2: có tính axit gây ăn mòn - H2S: có tính axit gây ăn mòn - H2: không tạp chất - He: trơ, thu hồi có giá trị - Thường loại CO2, H2O, H2S Giáo trình công nghệ chế biến khí 1.1.2 Phân loại khí thiên nhiên: có nhiều cách phân loại khác 1.1.2.1 Theo nguồn gốc: có loại Khí không đồng hành (Unassociated Natural Gas): khí khai thác từ giếng khí giếng khí - condensate hay giếng khí - dầu (trong dầu chiếm tỷ lệ thấp) Mỏ khí (gas well) - Mỏ khí tuý (không có liên hệ với dầu) - Mỏ khí - dầu: khí nhiều dầu, hàm lượng metan thấp giếng khí tuý Đặc điểm gas well tồn dạng khí điều kiện vỉa, trình khai thác tạo thành lỏng (nếu P, T giảm chuyển khí thành lỏng), thường hàm lượng CH cao 98% Mỏ khí – condensate - Mỏ dùng để sản xuất condensate khí thiên nhiên Đặc điểm mỏ nhiệt độ cao (80 – 1000C) áp suất cao (P 3.107Pa) Trong điều kiện condensate hòa tan vào khí nên hỗn hợp nằm dạng khí - Trong trình khai thác, khí đến đầu miệng giếng giảm áp suất nhiệt độ khiến phần dầu bị ngưng tụ gọi condensate, tách khỏi khí thiên nhiên - Condensate gọi khí ngưng tụ phân đoạn nằm khí dầu thường C5+ Đặc điểm khí không đồng hành - Thành phần mêtan chủ yếu 70 - 95%, C2 – C5 chiếm tỉ lệ thấp - Thành phần khí tương đối ổn định, thay đổi theo điều kiện lấy mẫu - Tỷ khối so với không khí thấp: 0,55 – 0,65 Khí đồng hành (Associated Natural Gas): khí hòa tan dầu, lôi theo dầu trình khai thác tách khỏi dầu sau Khí đồng hành thường khai thác từ mỏ dầu mỏ dầu – khí dầu nhiều khí Tại giếng có áp suất cao nhiệt độ thấp, khí hòa tan dầu, khai thác áp suất giảm dầu thô có bọt khí Đặc điểm khí đồng hành: - Hàm lượng metan thấp khí không đồng hành, hàm lượng C3, C4 condensate chiếm tỷ lệ đáng kể - Thành phần khí thay đổi nhiều tùy theo điều kiện lấy mẫu - Tỷ khối so với không khí cao: 1 1.1.2.2 Theo thành phần C3+ - Khí khô (dry gas): thành phần khí chủ yếu metan, không chứa chứa hydrocacbon C3+ Khí khô gọi khí nghèo hay khí gầy (lean gas) Khí thiên nhiên khai thác từ mỏ khí thuộc loại khí khô - Khí ướt (wet gas): thành phần chủ yếu mêtan có chứa lượng đáng kể C3+ Khí ướt gọi khí béo hay khí giàu Khí khai thác từ mỏ khí condensate khí đồng hành có chứa lượng đáng kể C3+ nên thuộc loại khí béo - Hàm lượng C3+  50 g/m3: khí khô, khí gầy - 50 g/m3 < hàm lượng C3+ < 400 g/m3: khí trung bình Giáo trình công nghệ chế biến khí - Hàm lượng C3+  400g/m3: khí béo, khí ướt 1.1.2.3 Theo hàm lƣợng khí axit - Khí (sweet gas): hàm lượng H2S  1/4 grains/100sft3 hay hàm lượng H2S  6mg H2S/m3 - Khí chua (Sour gas): hàm lượng H2S > 1/4 grains/100sft3 hay hàm lượng H2S > 6mg H2S/m3 Trong khí chua có chứa khí axit H2S CO2 có chứa hợp chất khác COS, CS2, RSH 1.2 Sơ đồ tổng quát trình khai thác chế biến khí 1.2.1 Module xử lý khí Nhiệm vụ dùng để tách tạp chất khí như: H2O, hợp chất chứa lưu huỳnh (H2S, COS, RSH, CS2…), CO2, N2, O2 tạp chất học, hydrate, asphaltenes, bụi … Được xử lý trình: - Hấp thụ (absorption) - Hấp phụ (adsorption) - Quá trình ngưng tụ (condensation) 1.2.2 Module xử lý dầu thô (Crude oil Treating Module) Module có nhiệm vụ xử lý để đạt tiêu chuẩn sau: tạp chất học nước (basic sediment and water), áp suất hơi, muối (Salt), hàm lượng lưu huỳnh (Sulfur Content) - BS & W tiêu chuẩn quan trọng nhằm giới hạn hàm lượng nước tự dầu thô (BS & W = 0,3 – 3% thể tích) - Các trình dùng hóa chất, điện, nhiệt để làm giảm hàm lượng nước gọi trình tách nước dầu thô “ Crude oil dehydrat” - Chỉ tiêu áp suất giới hạn độ bay dầu thô Nếu vận chuyển tồn trữ dầu thô áp suất khí tiêu quy định áp suất dầu thô  101,3 kPa nhiệt độ môi trường Chỉ tiêu đặc trưng TVP (True Varpor Pressute) hay RVP (Red Vapor Pressure) - Chỉ tiêu hàm lượng muối hàm lượng lưu huỳnh áp dụng nhà máy lọc dầu trình chế biến (liên quan đến thiết bị) 1.2.3 Module xử lý nƣớc Nước thải xử lý để đạt tiêu chuẩn môi trường Hàm lượng hydrocacbon, chất rắn tự do, chất rắn hòa tan (CaCO3, NaCl, BaSO4) - Chỉ tiêu hàm lượng hydrocacbon (HC) quan trọng nước thải sau đổ biển ví dụ quy định hàm lượng hydrocacbon North Sea nước thải giàn khoan nhỏ 40ppm - Sự tách hydrocacbon nước thực lắng trọng lực, ly tâm, kết hợp Giáo trình công nghệ chế biến khí - Chất rắn tự cần tách đem sử dụng lại (tách phương pháp lắng, lọc, ly tâm) - Chất rắn hòa tan phải xử lý đến mức chúng có môi trường 1.2.4 Module tách NGL Mục đích module điều chỉnh điểm sương hydrocacbon, tăng cường chất lượng sản phẩm khí sản phẩm lỏng Thành phần NGL: C2, C3, iC4, nC4, C5+ Được xử lý trình: - Hấp thụ: dùng dung môi dầu nhẹ (karozen) - Ngưng tụ: thiết bị làm lạnh, turbo, van tiết lưu 1.2.5 Module ổn định (Stabilization Module) Nhiệm vụ: ổn định NGL nhà máy chế biến khí, dễ dàng tồn trữ vận chuyển, ta tiến hành trình sau: Demetan hóa deetan hóa 1.2.5 Module xử lý sản phẩm (Product Treating Module) - Tách CO2 lẫn C2, C2+: không dùng chưng cất (vì tạo thành điểm đẳng khí), dùng phương pháp hấp thụ dung dịch amin (DEA) - Tách hợp chất lưu huỳnh LPG: H2S, COS, CS2 mercaptan, hàm lượng nhỏ 100 ppm xử lý phương pháp hấp thụ phân tử 1.3 Ứng dụng khí thiên nhiên - số tiêu chuẩn sản phẩm từ khí 1.3.1 Ứng dụng khí thiên nhiên Nói chung khí thiên nhiên ứng dụng rộng rãi, phạm vi ứng dụng phụ thuộc vào nhiều yếu tố thành phần khí nhu cầu sử dụng trình chế biến khí Một ứng dụng khí thiên nhiên làm chất đốt ưu điểm cháy sạch, không tạo cặn, nhiệt lượng cháy cao Khí thiên nhiên làm khí đốt dân dụng (nấu ăn, lò sưởi) hay chất đốt công nghiệp (điện, gạch, ngói, xi măng, sành sứ, thủy tinh, luyện gan thép) Từ khí thiên nhiên trình chế biến khí ta thu nhiều sản phẩm khác dùng làm nhiên liệu làm nguyên liệu cho hóa dầu - Metan: thành phần chủ yếu khí thiên nhiên khí từ nhà máy chế biến khí dùng làm nguyên liệu để điều chế H2, sản xuất NH3 (để sản xuất phân urê, axit nitric, muối amon…) dùng để tổng hợp mêtanol - Etan: nguyên liệu để sản xuất etylen, nguyên liệu quý ứng dụng sản xuất nhựa (PE, PVC), oxit etylen, chất hoạt động bề mặt nhiều sản phẩm khác Ở Mỹ, khoảng 40% etylen sản xuất từ etan - Propan Butan: chiếm lượng đáng kể khí đồng hành, thường dùng để sản xuất LPG (propan thương phẩm, butan thương phẩm hỗn hợp propan butan) dùng làm nhiên liệu dân dụng, nhiên liệu động dùng làm nguồn nguyên liệu để tổng hợp olêfin propylen, butylen, butadien phục vụ cho ngành hóa dầu Giáo trình công nghệ chế biến khí - Condensate C5+: thành phần xăng thiên nhiên, dùng làm nhiên liệu dùng sản xuất phân đoạn BTX … Hình I.1 : Các sản phẩm từ khí thiên nhiên 1.3.2 Một số sản phẩm từ khí thiên nhiên - Khí khô (Dry gas): thành phần chủ yếu C1, C2 Khí trước đưa vào ống dẫn cần nâng đến áp suất cần thiết cho trình vận chuyển (trong etan sản phẩm nhẹ NGL có Ts = -880C) - NGL (Natural Gas Liquids): chất lỏng lấy từ khí thiên nhiên Thành phần NGL C2+ C3+ tùy theo điều kiện chế biến khí Từ NGL chưng cất phân đoạn thu nhiều sản phẩm: etan, LPG (propan, butan, hỗn hợp Bu - pro), xăng thiên nhiên - LNG (Liquefied Natural Gas): dòng khí từ nhà máy chưng tách NGL hóa lỏng hoàn toàn gọi khí thiên nhiên hóa lỏng Thường khí thiên nhiên nén làm lạnh 2690F (-1670C) thành lỏng giảm thể tích để dễ bảo quản vận chuyển - LPG (Liquefied Petroleum Gas): khí dầu mỏ hóa lỏng, thành phần chủ yếu C3, C4 Ở điều kiện thường, LPG trạng thái nhiệt độ áp suất xác định dạng lỏng Khi thể tích giảm từ 1/235 đến 1/275 lần so với thể tích dạng - Condensate C5+: thành phần xăng thiên nhiên, dùng làm nhiên liệu dùng sản xuất phân đoạn BTX … 1.3.3 Một số tiêu chuẩn khí cho thị trƣờng Nhiệt trị (Heating value): định nghĩa tổng lượng nhiệt giải phóng đốt cháy khí đơn vị thể tích hay đơn vị khối lượng đktc Có loại nhiệt trị: Giáo trình công nghệ chế biến khí - Nhiệt trị tổng (Gross Heating Value): tổng lượng nhiệt sinh trình đốt cháy khí với lượng không khí lý thuyết, nước sinh làm lạnh ngưng tụ thành lỏng điều kiện chuẩn (150C 1106 mbar) - Nhiệt trị thực (Net Heating Value): tổng lượng nhiệt sinh trình đốt cháy khí nước sinh tồn trạng thái - Đơn vị sử dụng cho nhiệt trị thường MJ/m3 Btu/ft3 - 1000 Btu/ft3 32,7 MJ/m3 - Nhiệt trị tổng khí thường khoảng 35 - 45 MJ/m3 Hàm lƣợng lƣu huỳnh (Sulfur content): hàm lượng lưu huỳnh cần phải giới hạn để tránh ăn mòn, tính độc hại mùi khí đốt cháy Hàm lượng H2S cho phép khoảng ppm (khoảng 0,25g/100ft3) Hàm lượng lưu huỳnh tổng khí thường cao hơn, khách hàng qui định thường qui đổi sang hàm lượng H2S Nhiệt độ cực đại: nhiệt độ phân phối cực đại điểm vận chuyển thường qui định vào khoảng 1200F (490C) Hàm lƣợng nƣớc: tiêu chuẩn nêu khối lượng nước có thể tích khí nhiệt độ điểm sương độ ẩm cực đại áp suất qui định Ở Mỹ, hàm lượng nước thường qui định 110mg/m3, Châu Âu Canada 50 - 60 mg/m3 Điểm sƣơng theo hydrocacbon: Tiêu chuẩn xác định nhiệt độ điểm sương hydrocacbon cực đại cho phép áp suất cho trước Tiêu chuẩn thay đổi tùy theo khí hậu yêu cầu khách hàng Ở Bắc Mĩ Châu Âu, giá trị thường -100  00C Các khí trơ: gồm có N2, He, Ar N2 khí trơ quan trọng Hàm lượng N2 khí thường giới hạn không – 2% thể tích Hàm lượng N2 ảnh hưởng đến nhiệt trị CO2: Cacbondioxide khí trơ qui định riêng khác với khí trơ khác, CO2 có khả ăn mòn có mặt nước Hàm lượng CO tối đa thường qui định 2% thể tích 1.3.4 Một số tiêu chuẩn cho sản phẩm lỏng từ khí Xăng thiên nhiên (Natural gasoline): C5+ - Áp suất (RVP): 70 – 235 kPa (10 – 34 psia) - % thể tích bay 600C (1400F): 25 – 85% - % thể tích bay 1350C (2750F): 90% - Điểm sôi cuối: max 1900C (3750F) - Ăn mòn: không ăn mòn phép thử - Màu: không nhỏ 25 (theo phương pháp Saybolt) Etan thƣơng phẩm: nguồn nguyên liệu hóa học dùng sản xuất nhựa sản phẩm khác Các tiêu chuẩn etan thương phẩm thay đổi khác thường khắc khe tạp chất ảnh hưởng đến trình sử dụng Sự hạn chế hàm lượng CO2 CH4 etan thương phẩm đặc biệt quan trọng Propan thƣơng phẩm Butan thƣơng phẩm Giáo trình công nghệ chế biến khí - Propan thương phẩm hỗn hợp có thành phần chủ yếu propan propylen Propan thương phẩm cần đáp ứng tiêu chuẩn chất lượng áp suất hơi, nhiệt trị hàm lượng S tổng, hàm lượng cặn, độ ẩm, hàm lượng hợp chất ăn mòn, mùi … - Butan thương phẩm hỗn hợp có thành phần chủ yếu butan butylen - Hỗn hợp Propan - Butan (LPG): hỗn hợp phải có áp suất không cao so với propan thương phẩm 380C có nhiệt độ bay 95% thể tích tương đương với butan LPG cần đáp ứng tiêu chuẩn độ butan Đối với PLG dùng làm chất đốt, thành phần hỗn hợp thay đổi khác để đảm bảo tính chất bay hỗn hợp mùa khác Tuy nhiên áp suất hỗn hợp bu - pro thương phẩm vượt 860 kPa (dư) tương đương 125 psia 380C (1000F) 1.3.5 Quy cách chất lƣợng propan thƣơng phẩm - Tổng hàm lượng hydrocacbon C2 không 5% mole, xác định phương pháp sắc ký khí, phương pháp khối phổ phổ hồng ngoại - Tổng hàm lượng etylen không 1% mole, xác định phương pháp sắc ký khí, phương pháp khối phổ phổ hồng ngoại - Tổng hàm lượng C4+ không 10% mole, xác định phương pháp sắc ký khí, phương pháp khối phổ phổ hồng ngoại - Tổng hàm lượng C5+ không 20% mole, xác định phương pháp sắc ký khí, phương pháp khối phổ - Áp suất 450C (1130F) không lớn 17,6 bar (255 lbf/ in2 dư), xác định theo phương pháp mô tả tiêu chuẩn BS 3324 - Hàm lượng lưu huỳnh tổng không 0,002% khối lượng, xác định theo tiêu chuẩn IP243 - Hàm lượng mercapan không 0,005% khối lượng, xác định theo phương pháp A mô tả tiêu chuẩn BS 4386 - Hàm lượng H2S không 0,75 mg/m3 khí, xác định phương pháp A mô tả tiêu chuẩn BS 4250 - Hàm lượng axêtylen không vượt 2% mole, xác định phương pháp sắc ký khí, phương pháp khối phổ - Mùi khí đặc trưng, khó chịu không bền, phát có mặt khí không khí 1/5 giới hạn cháy Đối với propan thương phẩm, giới hạn cháy khoảng 2,4% thể tích không khí 1.3.6 Quy cách chất lƣợng butan thƣơng phẩm - 95% thể tích sản phẩm hóa nhiệt độ 2,20C (360F) thấp hơn, hiệu chỉnh đến áp suất 760 mmHg - Áp suất 450C (1130F) không lớn 5,86 bar (801 bf/ in2 dư) Hơn loại bình xách tay, áp suất 450C không nhỏ 4,85 bar (701 bf/ in2 dư) Giáo trình công nghệ chế biến khí - Tổng hàm lượng dien không 10% mole, xác định phương pháp sắc ký khí, phương pháp khối phổ - Hàm lượng S tổng không 0,02% khối lượng, xác định tiêu chuẩn IP243 - Hàm lượng sulfua mercaptan không 0,004% khối lượng, khí xác định theo phương pháp A mô tả tiêu chuẩn BS 4386 - Hàm lượng H2S không 0,75 g/m3 khí xác định theo phương pháp A mô tả tiêu chuẩn BS 4250 - Tổng hàm lượng axetylen không 2% mole, xác định phương pháp sắc ký khí, phương pháp khối phổ - Mùi khí đặc trưng, khó chịu, không bền, phát có mặt khí không khí 1/5 giới hạn cháy Đối với butan thương phẩm, giới hạn cháy khoảng 1,9% thể tích không khí 1.4 Tổng quan dầu khí giới 1.4.1 Các nƣớc OPEC Trong lịch sử đấu tranh đòi lại quyền lợi dầu mỏ nước sau chiến tranh giới thứ phải kể đến đời tổ chức nước xuất dầu mỏ vào tháng - 1960 Baghdad (Iraq), gọi tắt OPEC (Organisation of Petroleum Exporting Countries) Tổ chức đời nhằm chống lại lũng đoạn thị trường dầu mỏ công ty tư độc quyền Ban đầu, định giá dầu xuất năm nước thành viên là: Arab Saudi, Iran, Iraq, Kuwait Venezuela Từ OPEC đời dầu mỏ trở thành vũ khí quan trọng tay nước xuất dầu mỏ Dần dần nước sản xuất dầu mỏ gia nhập vào khối Quata (1961), Libya (1962), Indonexia (1962), tiểu vương quốc Arab (1967), Algeria (1969), Nigeria (1971) Ngoài việc đấu tranh tăng giá dầu thô, tăng thuế đánh vào dầu mỏ, nước OPEC đấu tranh đòi kiểm soát toàn tài nguyên thiên nhiên ký hiệp ước New York ngày -12 -1972, theo công ty ngoại quốc thỏa thuận bàn giao 51% quyền khai thác dầu cho nước vịnh Ba Tư kể từ năm 1983 Trong thị trường dầu khí giới, có nhiều điều không chắn giá dầu tương lai Mức độ sản xuất dầu nước OPEC chìa khóa nhân tố ảnh hưởng đến hình thành giá dầu giới OPEC cung cấp 2/3 sản lượng dầu toàn giới Hình 1.2 Biểu đồ sản lượng nước OPEC 10 Giáo trình công nghệ chế biến khí Deetan hóa tháp chưng cất có 10  12 mâm lý thuyết Thời gian sau thiết bị tiếp xúc tháp deetan hóa ứng dụng mâm supap, thường 30 mâm, áp suất tháp giữ  3,5 MPa Việc lựa chọn áp suất xuất phát từ: - Trong điều kiện chế biến khí phương pháp ngưng tụ nhiệt độ thấp với áp suất từ MPa trở lên việc trì áp suất tháp deetan hóa không đòi hỏi chi phí thêm lượng - Mặt khác, với áp suất việc sử dụng propan làm chất làm lạnh đáp ứng chế độ nhiệt độ cho vùng đỉnh tháp deetan hóa - Áp suất cao lợi làm xấu điều kiện phân tách pha 4.2.2 Sơ đồ ngƣng tụ giai đoạn với chu trình lạnh ngoại propan - tách sơ êtan để thu sản phẩm C3+ Hình 4.3 Chu trình làm lạnh propan - tách sơ etan để thu C3+ 1: máy nén; 2: thiết bị trao đổi nhiệt không khí; 3, 4, 5: thiết bị trao đổi nhiệt; 6, 10: thiết bị bay propan; 7, 8: tháp tách; 9: tháp khử etan; 11: bình chứa hoàn lưu; 12: nồi sôi lại I: khí nguyên liệu; II: khí khô Nguyên tắc hoạt động giống sơ đồ hình 6.2 4.2.3 Sơ đồ quy trình giai đoạn - chu trình làm lạnh ngoại tác nhân lạnh hỗn hợp để thu sản phẩm C3+ 1, 4: máy nén; 2, 5: thiết bị trao đổi nhiệt không khí; 3, 6, 9: thiết bị trao đổi nhiệt; 7: thiết bị bốc tác nhân hỗn hợp; 8,10: thiết bj phân ly; 11: tháp tách etan; 12: bình chứa hồi lưu; 13, 14: van tiết lưu I: khí nguyên liệu; II: khí khô Trong sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp bên cạnh chu trình làm lạnh đơn chất (etan, etylen, propan ), ứng dụng thiết bị lạnh với chất làm lạnh hỗn hợp hydrocarbon Sơ đồ sử dụng chất làm lạnh hỗn hợp điều chế bên ngoài, thực tế khác với sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp giai đoạn thông thường với chu trình lạnh propan 72 Giáo trình công nghệ chế biến khí ngoại Sơ đồ ứng dụng chất làm lạnh nhận trực tiếp thiết bị phức tạp Vì xem xét phương án phức tạp Hình 4.4 Chu trình làm lạnh ngoại tác nhân lạnh hỗn hợp để thu sản phẩm C3+ Trong hình 6.4 trình bày sơ đồ hệ thống trình ngưng tụ nhiệt độ thấp chế biến khí đồng hành với chu trình lạnh chất làm lạnh hỗn hợp Công suất khí tỷ m3/năm, hệ số thu hồi propan 84% Khí nén tới 3,7 MPa, qua làm lạnh không khí 2, trao đổi nhiệt 3, thiết bị làm lạnh hỗn hợp khí thiết bị khí làm lạnh đến -600C Hỗn hợp hai pha tạo thành tách tháp tách 10 - khí khô sau hoàn trả lạnh trao đổi nhiệt đưa sử dụng, condensate chia thành hai dòng, dòng đưa vào mâm tháp deetan, dòng lại gia nhiệt trao đổi nhiệt chất làm lạnh đổ vào phần tháp deetan hóa Khí từ tháp deetan sau hoàn trả lạnh trao đổi nhiệt đưa sử dụng, phân đoạn hydrocarbon tách từ tháp deetan sau trao đổi nhiệt hoàn nguyên đưa vào bể chứa thương phẩm Một phần condensate từ tháp tách 10 đưa để nhận chất làm lạnh hỗn hợp Phần condensate gia nhiệt trao đổi nhiệt sản phẩm tháp deetan đến nhiệt độ 20 - 450C, bay phần tách khí tháp phân riêng 8, tiết lưu thiết bị tiết lưu 13 đến áp suất 0,118  0,125 MPa, bay hoàn toàn nhận đưa vào buồng tiếp nhận máy nén khí chu trình lạnh, dùng làm chất làm lạnh Sơ đồ chu trình lạnh gồm máy nén chất làm lạnh máy nén khí đến 1,1  1,5 MPa, làm lạnh, ngưng tụ làm lạnh lại chất làm lạnh lỏng đến 40  500C máy lạnh không khí 5, trao đổi nhiệt hoàn nguyên bay 7, tiết lưu chất làm lạnh thiết bị tiết lưu 14 đến 0,1  0,125 MPa Sau qua thiết bị tiết lưu 14 chất làm lạnh với nhiệt độ -650C đưa vào không gian ống thiết bị bay Trong thiết bị chất làm lạnh bay hoàn toàn, nâng nhiệt độ từ -650C lên đến 15  200C, khí nguyên liệu bơm vào ống dẫn thiết bị bay bị lạnh Hơi chất làm lạnh từ thiết bị bay đến buồng tiếp nhận máy nén khí 73 Giáo trình công nghệ chế biến khí Dưới số liệu so sánh tiêu hệ thống ngưng tụ nhiệt độ thấp giai đoạn với thiết bị làm lạnh có chất làm lạnh khác (cả hai trường hợp công suất khí tỷ m3/năm): Chu trình lạnh tác nhân hỗn hợp Áp suất khí nguyên liệu 3,7 MPa Chu trình lạnh có tác nhân etan propan 3,43 MPa Nhiệt độ 0C Gia nhiệt chất lỏng ngưng tụ Của tác nhân lạnh trước tiết lưu Năng suất lạnh tác nhân lạnh (kJ/ kmol) 20  45 - -44  -52 - 7512 11154 8727 Lượng tác nhân (kmol/ h) 2435,9 1652,8 2517,0 Lượng tác nhân (tấn/ h) 108,4 79,0 98,45 C1 14,915 9,54 - C2 12,793 11,30 - C3 36,888 37,02 - n-C4 25,699 28,70 - n-C5 8,432 11,47 - C6 phân đoạn cao 1,237 1,97 - Khối lượng phân tử 44,5 47,8 - Chi phí lượng để nén tác nhân lạnh kw.h 6240 4201 4296 Thành phần tác nhân, % mol Từ số liệu ta thấy, tăng phân tử lượng chất làm lạnh công suất làm lạnh tăng Do khối lượng chất làm lạnh chu trình lạnh giảm xuống lượng chi phí cho việc nén giảm Thành phần chất làm lạnh lựa chọn cho việc ứng dụng có kinh tế so với sử dụng chu trình propan Rõ ràng, ứng dụng chu trình lạnh với chất làm lạnh hỗn hợp hệ thống chế biến khí hữu hiệu cho phép giảm chi phí lượng đơn giảm hóa thiết bị trình 4.2.4 Sơ đồ quy trình giai đoạn - chu trình làm lạnh ngoại tác nhân propan etan để thu sản phẩm C2+ 74 Giáo trình công nghệ chế biến khí Hình 4.5 Chu trình lạnh ngoại tác nhân propan etan để thu C2+ 1, 4, 10: thiết bị phân ly; 2: máy nén; 3: thiết bị ngưng tụ không khí; 5: cụm làm khô; 6, 8: thiết bị trao đổi nhiệt; 7, 12, 15: thiết bị bốc propan; 9: thiết bị bốc etan; 11: tháp khử metan; 13, 16: bình chứa hồi lưu; 14: tháp khử etan I: khí nguyên liệu; II, III: hydrocacbon; IV: khí khô Đặc điểm sơ đồ (hình 6.5) có hai nguồn lạnh riêng rẽ giai đoạn: chu kỳ làm lạnh propan etan Theo sơ đồ, khí làm lạnh trực tiếp ngưng tụ phần máy lạnh không khí 3, trao đổi nhiệt 6, thiết bị làm lạnh propan 7, trao đổi nhiệt thiết bị làm lạnh etan mà không tách pha lỏng Điều cho phép cải thiện đáng kể điều kiện để tăng thu hồi etan hòa tan nhiều hydrocarbon lỏng Đặc điểm thứ hai sơ đồ có phận loại metan tháp etan, sơ đồ ứng dụng để sản xuất sản phẩm C2+ Tháp demetan để loại toàn metan khỏi phân đoạn hydrocarbon nặng tránh mát etan Tháp demetan hóa làm việc áp suất 3,5  4,0 MPa, nhiệt độ bể chứa dòng chảy ngược từ -60 đến -900C Nhiệt độ xác định mức độ loại etan: nhiệt độ bể chứa thấp, mức độ loại etan cao Nhiệt độ tháp demetan giữ 20  600C tháp có khoảng 20  25 mâm supap Khi tháp demetan làm việc cần thỏa mãn điều kiện sau làm sản phẩm: - Nồng độ etan sản phẩm không 5% khối lượng so với tổng lượng etan nguyên liệu tháp - Nồng độ metan sản phẩm không 2% khối lượng so với etan sản phẩm tháp Tháp etan thường làm việc với áp suất nhiệt độ tháp tháp demetan, nhiệt độ tháp cao nhiều, khoảng 100C Điều giải thích hàm lượng metan nguyên liệu sản phẩm tháp etan thấp (không 2% khối lượng) Sản phẩm đỉnh tháp etan thường lấy pha hơi, số trường hợp hóa lỏng 75 Giáo trình công nghệ chế biến khí Tháp etan cần đáp ứng độ sản phẩm sau: nồng độ propan sản phẩm đỉnh không 2% khối lượng so với etan sản phẩm đỉnh; nồng độ etan sản phẩm đáy không 2% khối lượng so với hàm lượng propan sản phẩm đáy 4.2.5 Sơ đồ quy trình hai giai đoạn - chu trình làm lạnh tác nhân propan etan để thu sản phẩm C2+ Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp đơn giản với chu trình làm lạnh nối tiếp sơ đồ ứng dụng chu trình làm lạnh propan - etan propan - etylen Trong sơ đồ hai giai đoạn vậy, giai đoạn I khí làm lạnh nhờ nhiệt lạnh chu trình làm lạnh propan, giai đoạn II - nhờ chu trình làm lạnh etylen etan Các sơ đồ được ứng dụng để thu hồi sâu propan (cao 80%), để tách etan hydrocarbon nặng Trong hình 6.6 trình bày sơ đồ công nghệ nhà máy chế biến khí Gastn (Mỹ) Công suất nhà máy theo nguyên liệu 4,25 triệu m3 khí thiên nhiên/ ngày (khoảng 1,5 tỷ m3/năm) Hình 4.6 Sơ đồ hai giai đoạn để nhận C2+ với chu trình làm lạnh propan etan 1: tháp tách lỏng sơ bộ; 2: thiết bị làm khô khí; 3: thiết bị lọc khí; 4: thiết bị trao đổi nhiệt bốc propan; 5, 7: thiết bị tách nhiệt độ thấp; 6: thiết bị trao đổi nhiệt bay etylen; 8, 15, 19, 23, 29, 36: bình chứa hồi lưu; 9: thiết bị làm lạnh etylen; 10: tháp tách metan; 11, 16, 21, 25, 31, 39: nồi sôi lại; 12: bình chứa trung gian; 13: tháp etan; 14: thiết bị bay propan; 17: cụm làm lạnh CO2; 18, 22, 27, 28, 32, 40: thiết bị ngưng tụ không khí; 20: tháp tách propan; 24: tháp tách butan; 26: thiết bị trao đổi nhiệt; 30: tháp tách iso - butan; 34: bình chứa etan; 35: cụm tách tạp chất lưu huỳnh; 37: thiết bị gia nhiệt; 38: cụm tách xăng; 41: tháp chưng cất chất lỏng ngưng tụ I: khí nguyên liệu; II: hydrocacbon + nước; III: khí khô Nhà máy đưa vào hoạt động năm 1969 dùng để sản xuất phân đoạn từ C2 trở lên Theo thiết kế nhà máy cho sản phẩm sau: etan khoảng 162.000 tấn/ năm; propan 238.000 m3/ năm; n - butan 71.200 m3/ năm; iso – butan 33.300 m3/ năm xăng 71.900 m3/ năm 76 Giáo trình công nghệ chế biến khí Khí thiên nhiên sau loại hết hỗn hợp học nước tự tháp tách đưa vào tháp làm khô 2, làm khô rây phân tử đến điểm sương -840C sau làm bụi lọc Sau trao đổi nhiệt khí làm lạnh thiết bị làm lạnh propan đến -370C Khi có khoảng nửa hydrocarbon cần tách ngưng tụ Phần ngưng tụ tách tháp phân riêng đưa vào tháp demetan 10 Khí khỏi tháp tách làm lạnh đến -930C thiết bị trao đổi nhiệt với khí khô loại xăng, condensate thiết bị làm lạnh etylen Phân đoạn lỏng tạo thành tách tháp phân riêng sau thu hồi nhiệt lạnh vào tháp demetan 10, khí đưa sử dụng Trong hệ thu hồi tổng cộng khoảng 85% etan, 99% propan toàn hydrocacbon nặng Với mục đích giảm thất thoát etan bay khí phía tháp sử dụng chất làm lạnh etylen áp suất tháp demetan giữ 3,5 MPa, nhiệt độ đỉnh tháp nhờ nhiệt lạnh etylen giữ -950C Khi loại metan (trong số trường hợp phần etan) hydrocacbon lỏng thoát từ đáy tháp demetan dẫn trực tiếp vào thiết bị phân đoạn khí để nhận hydrocarbon đơn chất: etan, propan, isobutan, n - butan xăng Cụm công nghệ xem xét dạng điển hình sử dụng nhà máy chế biến khí thiên nhiên, khí đồng hành để thu etan hydrocarbon cao Cụm phân đoạn khí xây dựng cho nhà máy tập trung thành cụm riêng dùng cho số nhà máy Về nguyên tắc khác chu trình lạnh propan - etylen propan etan Chu trình propan - etylen cho phép nhận nhiệt độ thấp đôi chút (nhiệt độ sôi etan -88,650C, etylen -103,710C), ưu chu trình propan etan hai chất làm lạnh nhận trực tiếp nhà máy chế biến khí, nhà máy có tính chủ động cao 4.2.6 Sơ đồ quy trình ba giai đoạn - chu trình lạnh ngoại propan để thu sản phẩm C3+ Hình 4.7 Chu trình ba giai đoạn để thu C3+ 77 Giáo trình công nghệ chế biến khí 1, 7, 9, 11: thiết bị phân ly; 2: máy nén; 3: thiết bị ngưng tụ không khí; 4, 5: thiết bị trao đổi nhiệt; 6, 8, 10, 13: thiết bị bốc tác nhân lạnh propan; 12: tháp tách; 14: bình hồi lưu; 15: thiết bị gia nhiệt I: khí nguyên liệu; II: hydrocacbon; III: khí khô Sơ đồ bậc nhiều bậc có ưu điểm nhược điểm Theo lý thuyết trình ngưng tụ trình bậc lượng pha lỏng tạo nhiều so trình nhiều bậc (ở chế độ thông số công nghệ) Tuy nhiên trường hợp thứ pha lỏng chứa nhiều cấu tử nhẹ không mong muốn (metan…) trường hợp thứ hai cần phải biết để thực trình ngưng tụ nhiều giai đoạn đòi hỏi dung lượng đầu tư cao So sánh trình mặt chi phí cho thấy, tham số kinh tế kỹ thuật trình ngưng tụ ba giai đoạn Do để thu hồi C 3+ không ứng dụng hệ thống ngưng tụ nhiệt độ thấp giai đoạn Sơ đồ hai ba giai đoạn dùng trình yêu cầu mức thu hồi C3+ C2+ cao Trong sơ đồ sử dụng làm lạnh nối tiếp, làm lạnh nội hỗn hợp Để so sánh ta xét hiễu sơ đồ bậc (hình 6.2) với áp suất Mpa, nhiệt độ 30 C sơ đồ ba bậc (hình 6.7) với áp suất Mpa, nhiệt độ 50C (bậc 1), -150C (bậc 2) -300C (bậc 3) Năng suất hai sơ đồ 500 triệu m3 khí đồng hành/ năm Một bậc Ba bậc 23,3 14,1 CH4 68,3 53,6 C2H6 90,2 87,0 C3H8 93,25 91,8 Từ C3 trở lên 92,1 90,5 15429095 13817100 Cụm ngưng tụ nhiệt độ thấp 7452860 8039040 Cụm khử etan 7976235 5778060 12139000 10884000 Mức độ tách hydrocacbon từ khí cụm ngưng tụ nhiệt độ thấp % Mức độ tách C3 cao toàn hệ thống, % Tổng cộng Tổng chi phí nhiệt kJ/ h Phân tích số nhận thấy khí chuyển từ sơ đồ bậc lên sơ đồ ba bậc mức độ lôi metan etan giảm tương ứng 1,7 lần 1,26 lần; mức độ lôi hydrocacbon từ C3 trở lên giảm 1,6%; chi phí lạnh giảm 12%; lượng metan etan vào tháp khử etan giảm so với sơ đồ bậc 4.3 Ngƣng tụ làm lạnh nội Để chế biến khí với hàm lượng C3+ không 70  75 g/m3 sử dụng sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp với nguồn lạnh thiết bị giãn nở turbin, cho phép thu hồi sâu nguyên tố 78 Giáo trình công nghệ chế biến khí cần thiết: etan, propan hydrocarbon nặng Thường sơ đồ với chu trình lạnh nội bên cạnh chất làm lạnh khí loại xăng sử dụng tiết lưu dòng lỏng Sơ đồ tiêu biểu nhà máy chế biến khí trang bị thiết bị làm lạnh turbin gồm phận sau đây: - Nén khí nguyên liệu - Làm khô khí - Trao đổi nhiệt dòng - Phân riêng áp suất cao - Giảm áp turbin với cụm phân riêng tách áp suất thấp - Demetan hóa chất lỏng ngưng tụ sản phẩm etan hydrocarbon nặng hơn, deetan hóa condensate sản phẩm propan cao - Nén khí khô đến áp suất cần thiết để đưa vào ống dẫn 4.3.1 Sơ đồ nguyên tắc trình chế biến khí sử dụng thiết bị làm lạnh kiểu turbin Hình 4.8 Sơ đồ nguyên tắc sử dụng mỏ khai thác Sau xử lý sơ tháp tách khí hạ nhiệt độ trao đổi nhiệt 2, qua tháp phân riêng giai đoạn I (3), giãn nở, làm lạnh ngưng tụ phần thiết bị giảm áp turbin vào tháp phân riêng giai đoạn II (5) Từ tháp phân riêng khí vào không gian ống trao đổi nhiệt sau nén máy nén khí nằm trục với thiết bị giảm áp turbin (sử dụng lượng sinh trình giãn nở) sau vào ống dẫn Condensate tạo thành trình phân riêng đưa ổn định Trong hình 4.9 mô tả dạng sơ đồ nguyên tắc làm lạnh nội thiết bị làm lạnh kiểu turbin Khí nguyên liệu đưa vào cụm sấy 1, sau đưa qua cụm trao đổi nhiệt lạnh 2, hỗn hợp hai pha đưa vào thiết bị tách áp suất cao Trong thiết bị 5, pha khí đưa qua turbin giản nở chuyển từ áp suất cao đến áp suất thấp đưa vào thiết bị phân ly áp suất thấp 6, dòng khí lấy từ đỉnh tháp C1, C2 Dòng lỏng thiết bị phân ly đưa vào tháp khử metan Đỉnh tháp C1 C2 (khí giảm áp), sau trao đổi nhiệt lạnh đưa vào máy nén 3, khí khô lấy đem sử dụng Đáy tháp chất lỏng sau khử metan C2+ 79 Giáo trình công nghệ chế biến khí Hình 4.9 Sơ đồ nguyên tắc sử dụng thiết bị lạnh kiểu turbin 1: cụm sấy; 2: cụm trao đổi nhiệt; 3: máy nén; 4: turbin giản nỡ; 5: thiết bi phân ly áp suất cao; 6: thiết bị phân ly áp suất thấp; 7: tháp khử metan; 8: thiết bị gia nhiệt I: khí nguyên liệu; II: khí khô 4.3.2 Sơ đồ quy trình hai giai đoạn - làm lạnh cách giảm áp turbin tiết lƣu dòng để thu đƣợc sản phẩm C3+ Nhà máy chế biến khí với chu trình làm lạnh turbin ứng dụng Mỹ năm 1964 Nó Hãng Fluor thiết kế xây dựng Công suất nhà máy theo khí nguyên liệu 3,7 triệu m3/ngày Trong nhà máy etan không tách hộ tiêu thụ Thu hồi 85% propan hoàn toàn hydrocarbon nặng Khí khô đưa trực tiếp vào hệ thống cung cấp thành phố San - Antonio áp suất 2,1 MPa Khí nguyên liệu với áp suất 5,2 MPa qua tháp tách 1, chất lỏng dạng giọt tách Sau tách nước, khí làm lạnh trao đổi nhiệt 2, 3, với khí khô condensate từ tháp phong hóa nhiệt độ hạ xuống đến -540C đưa vào thiết bị tách ba pha Phun metanol vào khí nguyên liệu trước vào trao đổi nhiệt Trong thiết bị tách ba pha metanol bão hòa nước, hydrocarbon ngưng tụ khí tách Dung dịch nước metanol đưa hoàn nguyên thiết bị 10 Hydrocarbon ngưng tụ từ tháp tách dẫn vào tháp phong hóa 8, áp suất giảm xuống đến 1,8 MPa nhiệt độ khí giảm xuống đến -840C Khí tạo thành sau tiết lưu tách tháp phong hóa đưa vào ống dẫn khí khô, condensate qua trao đổi nhiệt đổ vào tháp deetan 11 1: thiết bị phân ly; 2, 3, 4: thiết bị trao đổi nhiệt; 5: thiết bị tách pha; 6: máy nén; 7: turbin giản nỡ; 8: thiết bị phong hóa; 9: van tiết lưu; 10: bình chứa metanol; 11: tháp khử etan; 12: thiết bị gia nhiệt; 13: thiết bị phân ly 80 Giáo trình công nghệ chế biến khí I: khí nguyên liệu; II: hydrocacbon; III: khí khô Hình 4.10 Sơ đồ hai giai đoạn với chu trình làm lạnh nội Khí từ thiết bị tách ba pha vào thiết bị giãn nở turbin 7, áp suất hạ xuống đến 1,8 MPa Khí lạnh vào tháp tách 13 đặt tháp 11 Khí từ tháp tách 13 sau trao đổi nhiệt thu hồi nén đến áp suất 2,1 MPa máy nén khí đặt trục với turbin Từ tháp deetan phân đoạn hydrocacbon rộng thoát Đặc điểm sơ đồ lượng nhiệt lạnh cần thiết làm lạnh khí loại xăng tiết lưu condensate cung cấp 4.4 Ngƣng tụ làm lạnh kết hợp 4.4.1 Sơ đồ quy trình giai đoạn - làm lạnh kết hợp để thu sản phẩm C3+ Trong hình 4.11 trình bày sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp giai đoạn có tiết lưu condensate từ tháp tách 10 Trong sơ đồ khí đồng hành sau nén với áp suất 2,0 MPa thẳng vào nồi sôi lại 13 tháp bay 12 (tháp deetan), qua máy lạnh không khí 3, sau qua trao đổi nhiệt 4, 6, 7, thiết bị làm lạnh propan 5, 8, khí ngưng tụ phần với nhiệt độ -100C vào tháp phân riêng 10 để tách condensate Khí khô từ đỉnh tháp phân riêng sau trao đổi nhiệt với dòng khí nguyên liệu khỏi hệ đưa sử dụng Condensate từ đáy tháp phân riêng qua thiết bị tiết lưu 11, áp suất condensate giảm xuống đến 1,0 MPa nhiệt độ giảm đến 180C Dòng lạnh condensate qua trao đổi nhiệt đặt trước tháp tách 10, sau vào trao đổi nhiệt đưa vào phía tháp bay 12, áp suất 1,0 MPa diễn trình loại etan Từ tháp 12 phân đoạn hydrocarbon đưa chế biến tiếp Hydrocarbon nhẹ bay từ tháp 12 qua trao đổi nhiệt 4, nén máy nén khí đến áp suất dòng nguyên liệu, làm lạnh máy lạnh không khí trộn với khí nguyên liệu 81 Giáo trình công nghệ chế biến khí Hình 4.11 Sơ đồ quy trình giai đoạn 1, 3: thiết bị làm lạnh không khí; 2: máy nén; 4, 6, 7, 9,13: thiết bị trao đổi nhiệt; 5, 8: thiết bị bốc propan; 10: thiết bị phân ly; 11: van tiết lưu; 12: tháp khử etan I: khí nguyên liệu; II: khí khô Đặc điểm hệ thống lượng nhiệt lạnh có nhờ tiết lưu condensate cho phép nhận nhiệt độ thấp nhiệt độ dòng tiết lưu So với hệ tương tự phận tiết lưu sơ đồ kinh tế hơn: để sản xuất kmol phân đoạn hydrocarbon theo sơ đồ cần 5,65 m3 nhiên liệu thay 6,23 m3 theo hệ thông thường Như vậy, sơ đồ chu trình lạnh nội ứng dụng để cải thiện số kinh tế - kỹ thuật trình tiết kiệm nhiệt lạnh propan hiệu suất cao 4.4.2 Sơ đồ quy trình hai giai đoạn - làm lạnh kết hợp để thu đƣợc sản phẩm C3+ (propan ngoại tiết lƣu dòng lỏng) Sơ đồ thể hình 6.12 dùng để thu hồi sâu propan Đặc điểm sơ đồ: làm lạnh khí giai đoạn ngưng tụ I nhờ chu trình làm lạnh propan ngoại, giai đoạn II nhờ tiết lưu condensate lấy từ tháp tách giai đoạn II phần condensate từ tháp tách giai đoạn I 1, 13: máy nén; 2, 14: thiết bị làm lạnh không khí; 3, 4, 7, 8, 9, 15: thiết bị trao đổi nhiệt; 5, 17: thiết bị bay propan; 6, 10: thiết bị tách pha; 16: tháp khử etan; 11, 12: van tiết lưu; 18: thiết bị tách khí; 19: bơm hoàn lưu; 20: thiết bị gia nhiệt I: khí nguyên liệu; II: khí khô Khí đồng hành nén tới 3,7 MPa, làm lạnh trực tiếp máy lạnh không khí 2, trao đổi nhiệt và bay propan đến nhiệt độ -300C ngưng tụ phần Hệ hai pha tạo thành phân riêng tháp phân riêng Condensate từ tháp tách giai đoạn II (10) với phần condensate giai đoạn I tiết lưu thiết bị tiết lưu 11 12 đến áp suất 0,3 MPa vào trao đổi nhiệt Khí tháp tách giai đoạn I làm lạnh tiếp đến -640C 82 Giáo trình công nghệ chế biến khí trao đổi nhiệt nhờ nhiệt lạnh khí khô thu từ tháp tách giai đoạn II (10) trao đổi nhiệt 8, nhờ nhiệt lạnh condensate tiết lưu Sau cho nhiệt lạnh, dòng sau tiết lưu nén máy nén khí 12 đến áp suất 3,5 MPa phần condensate lại từ tháp tách giai đoạn I (6) đưa vào tháp deetan 16 Hình 4.12 Sơ đồ quy trình hai giai đoạn Tính toán kinh tế - kỹ thuật cho thấy sơ đồ kinh tế ứng dụng để chế biến khí với hàm lượng C3+ xấp xỉ 300 g/m3 Khi chế biến khí thành phần chi phí lượng tổng để tiến hành trình theo sơ đồ xấp xỉ với chi phí lượng tổng cho trình với chu trình lạnh nối tiếp Ưu điểm sơ đồ cần chất làm lạnh yêu cầu thiết bị để nhận nhiệt độ thấp 4.4.3 Sơ đồ quy trình hai giai đoạn - làm lạnh kết hợp để thu sản phẩm C3+ (propan ngoại, tiết lƣu dòng lỏng giảm áp turbin) Thời gian sau Mỹ có xu hướng ứng dụng thiết bị làm lạnh sơ đồ chế biến khí dầu theo phương pháp ngưng tụ nhiệt độ thấp với mục đích thu hồi C3+ Dưới trình bày sơ đồ công nghệ chế biến khí đồng hành có hàm lượng C3+ 300 g/m3 mức thu hồi C3+ 90% 1, 3, 5: thiết bị bay propan; 2, 4, 11, 14: thiết bị trao đổi nhiệt; 6, 8: thiết bị làm lạnh không khí; 7, 9: máy nén; 10: turbin giản nỡ; 12, 17: van tiết lưu; 13, 15: thiết bị tách hai pha; 16: tháp khử etan; 18: thiết bị gia nhiệt Nguyên liệu nén đến 4,0 MPa, sau thiết bị làm CO2 làm khô chất hấp phụ rắn, vào phận ngưng tụ nhiệt độ thấp Một phần khí qua thiết bị làm lạnh propan 1, 3, trao đổi nhiệt 2, 4, làm lạnh tới -300C, kết hợp với phần khí từ tháp tách 13 làm lạnh condensate đến nhiệt độ tương tự Condensate từ tháp 13 tiết lưu đến áp suất 1,7 MPa đưa vào tháp deetan 16 với nhiệt độ 200C sau tận dụng nhiệt lạnh Từ tháp tách 13 khí làm lạnh khí khô, sản phẩm đỉnh tháp 83 Giáo trình công nghệ chế biến khí deetan 16, đến -510C vào thiết bị tách nhiệt độ thấp 15, khí tách khỏi condensate với nhiệt độ -510C, áp suất 3,7 MPa vào thiết bị giảm áp turbin 10 Condensate từ tháp tách nhiệt độ thấp 15 qua tiết lưu 17, áp suất giảm xuống đến 1,8 MPa dẫn vào tháp deetan 16 Hình 4.13 Sơ đồ quy trình hai giai đoạn Trong thiết bị giảm áp turbin 10 áp suất khí giảm xuống đến 1,8 MPa, khí ngưng tụ phần hạ nhiệt độ tới -780C Khí với condensate từ thiết bị giảm áp turbin 10 đưa vào phần tháp deetan 16 Phân đoạn hydrocacbon loại etan từ tháp deetan 16 với nhiệt độ 690C đưa chế biến tiếp Khí khô từ tháp deetan 16 sau hoàn trả nhiệt lạnh nén máy nén khí đến 2,0 MPa nhờ lượng sinh động turbin 13, sau nén máy nén đến áp suất 4,0 MPa Như vậy, sơ đồ chu trình giảm áp dùng thay cho chu trình lạnh etan (etylen) 4.4.4 Sơ đồ quy trình ba giai đoạn - làm lạnh kết hợp để thu sản phẩm C3+ (propan ngoại, tiết lƣu dòng lỏng giảm áp turbin) Xét sơ đồ công nghệ sau nhà máy Bang Texat (Mỹ) làm việc với phận giảm áp ứng dụng để thu hồi từ 50 đến 70% etan (hình 6.14) Mức thu hồi propan khoảng 95% Trong m3 khí nguyên liệu chứa 140 cm3 etan, 103 cm3 C3+ khoảng 0,12% mol CO2 N2 Đặc điểm nhà máy hoàn toàn làm lạnh nước Diện tích xây dựng nhà máy nhỏ lần so với nhà máy tương tự làm việc theo chế độ hấp thụ nhiệt độ thấp 1: thiết bị lọc phân ly; 2: tháp hấp thụ; 3: thiết bị bay propan; 4, 7, 11: thiết bị phân ly; 5, 6: thiết bị trao đổi nhiệt; 8: tháp phong hóa; 9: nồi sôi lại; 10: tháp khử etan; 12: turbin giản nỡ; 13, 14: máy nén; 15: thiết bị làm lạnh không khí I: khí nguyên liệu; II: hydrocacbon ; III: khí khô Từ trao đổi nhiệt hỗn hợp - lỏng với áp suất 5,84 MPa nhiệt độ -620C đưa vào tháp phân riêng áp suất cao Chất lỏng từ tháp bay đoạn nhiệt tháp 84 Giáo trình công nghệ chế biến khí phong hóa nhiệt độ thấp -92,20C áp suất 2,0 MPa (gần với áp suất tháp demetan 10) Tháp phong hóa sử dụng để giảm tải trọng tháp demetan Hình 4.14 Sơ đồ quy trình ba giai đoạn Từ tháp phân riêng khí đưa vào thiết bị giảm áp turbin 13, giảm áp đoạn nhiệt đến áp suất xấp xỉ 2,0 MPa Trong trình nhiệt độ khí hạ xuống đến -980C Năng lượng giãn nở khí sử dụng máy nén khí 14 Từ thiết bị giảm áp turbin hỗn hợp khí lỏng vào tháp phân riêng áp suất thấp 12 từ chất lỏng đưa vào phần tháp demetan 11 Tháp demetan làm việc áp suất 1,9 MPa, nhiệt độ đỉnh -970C, nhiệt độ phía 16,70C Đáy tháp demetan 11 nung nóng nhờ nhiệt lượng khí nguyên liệu Nguồn nguyên liệu cấp cho tháp 11 lấy từ tháp phân riêng tháp phong hóa Khí từ tháp demetan 11, tháp phân riêng áp suất thấp 12 tháp phong hóa trộn lẫn, tạo thành dòng khí dư, dòng sau gia nhiệt trao đổi nhiệt đến nhiệt độ 17,80C với áp suất 1,8 MPa nén tiếp hai máy nén khí ly tâm 14 khí 15 Trong sơ đồ phận giảm áp ứng dụng thay cho chu trình lạnh etan (hoặc etylen) Như thiết bị giảm áp turbin ứng dụng tốt hệ thống chế biến khí vùng nhiệt độ thấp từ -45 đến -750C Nếu hàm lượng C3+ khí nguyên liệu cao 70  75 g/m3, để có mức thu hồi C3+ cao lượng nhiệt lạnh giảm áp suất không đủ đòi hỏi phải làm lạnh thêm Đặc điểm thiết bị giảm áp suất turbin sau: Mức giảm áp cho phép:  3,5 Giảm nhiệt độ ( C): 26  48 Độ hóa lỏng khí (%):  20 Độ nén khí khô nhờ lượng tạo giảm áp suất: 1,3  1,5 Áp suất cửa vào thiết bị giảm áp suất turbin (MPa): 1,103  9,240 85 Giáo trình công nghệ chế biến khí 86