mô phỏng và tối ưu khả năng thu hồi lpg của nhà máy xử lý khí dinh cố ở chế độ gpp chuyển đổi bằng phần mềm hysys

BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÁCH KHOA HÀ NỘI - HỒ QUANG PHỔ MÔ PHỎNG VÀ TỐI ƯU KHẢ NĂNG THU HỒI LPG CỦA NHÀ MÁY XỬ LÝ KHÍ DINH CỐ Ở CHẾ ĐỘ GPP CHUYỂN ĐỔI BẰNG PHẦN MỀM HYSYS Chuyên ngành : LUẬN VĂN THẠC SĨ KỸ THUẬT KỸ THUẬT HÓA HỌC NGƯỜI HƯỚNG DẪN KHOA HỌC : PGS TS LÊ MINH THẮNG Hà Nội – Năm 2013 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng LỜI CAM ĐOAN Tôi xin cam đoan công trình nghiên cứu riêng Các số liệu, kết nêu luân văn trung thực, nội dung chưa công bố công trình nghiên cứu trước Tác giả luận văn Hồ Quang Phổ Học viên: Hồ Quang Phổ Trang Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng LỜI CẢM ƠN Với lòng kính trọng biết ơn sâu sắc nhất, xin gửi lời cảm ơn đến PGS.TS Lê Minh Thắng hướng dẫn nhiệt tình, định hướng động viên suốt trình triển khai luận văn Tôi xin gửi lời cảm ơn chân thành đến Thầy Cô Khoa Công nghệ Hóa học, Trường Đại học Bách khoa Hà Nội truyền đạt kiến thức quý báu, tảng để tiếp cận hoàn thành luận văn Xin trân trọng cảm ơn Viện Đào tạo sau đại học, Trường Đại học Bách khoa Hà Nội tạo điều kiện thuận lợi cho suốt thời gian vừa qua Xin cảm ơn gia đình đồng nghiệp hỗ trợ tạo điều kiện tốt cho hoàn thành luận văn Học viên: Hồ Quang Phổ Trang Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng MỤC LỤC LỜI CAM ĐOAN LỜI CẢM ƠN MỤC LỤC DANH MỤC CÁC KÍ HIỆU, CÁC CHỮ VIẾT TẮT DANH MỤC CÁC BẢNG BIỂU DANH MỤC CÁC HÌNH VẼ, ĐỒ THỊ MỞ ĐẦU CHƯƠNG 1: TỔNG QUAN VỀ KHÍ 10 1.1 Thành phần khí tự nhiên khí đồng hành 10 1.2 Khảo sát thành phần khí tự nhiên khí đồng hành Việt Nam số nước giới: 10 1.3 Tính chất khí 12 1.3.1 Tính chất hoá học 12 1.3.2 Tính chất vật lý 12 1.4 Các phương trình thường sử dụng công nghệ chế biến khí 13 1.4.1 Phương trình Van der Waals 13 1.4.2 Phương trình Soave-Redlich-Kwong : 13 1.4.3 Phương trình Benedict-Webb-Rubin 14 1.4.4 Phương trình Redlich - Kwong (RK) 14 1.4.5 Phương trình Peng Robinson 14 1.5 Ứng dụng khí 14 1.5.1 Ứng dụng khí ngành công nghiệp điện 14 1.5.2 Với vai trò nguyên liệu ngành công nghiệp khác 15 1.5.3 Vai trò LPG ngành giao thông vận tải 15 1.6 Bức tranh ngành khí Việt Nam 16 1.6.1 Tình hình khai thác khí Việt Nam 17 1.6.2 Các dự án khí 19 CHƯƠNG 2: GIỚI THIỆU CÔNG NGHỆ CHẾ BIẾN KHÍ 20 2.1 Các trình chuẩn bị khí để chế biến 20 2.1.1 Làm khí khỏi tạp chất học 20 2.1.2 Quá trình Dehydrat 20 2.1.3 Quá trình tách loại axit 24 2.2 Quá trình tách khí thành phân đoạn 29 Học viên: Hồ Quang Phổ Trang Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng 2.2.1 Phương pháp làm lạnh ngưng tụ 29 2.2.2 Phương pháp chưng cất nhiệt độ thấp 33 2.2.3 Phương pháp hấp thụ dầu 34 2.2.4 Phương pháp hấp phụ 35 CHƯƠNG 3: TỔNG QUAN VỀ NHÀ MÁY XỬ LÝ KHÍ DINH CỐ 37 3.1 Giới thiệu nhà máy 37 3.2 Các thiết bị nhà máy [3] 37 3.2.1 Slug Catcher 37 3.2.2 Bình tách ba pha V-03 38 3.2.3 Tháp Deethanizer (C-01) 39 3.2.4 Tháp tách C-02 (Stabilizer) 40 3.2.5 Tháp Splitter C3/C4 (C-03) 41 3.2.6 Tháp Rectifier (C-05) 42 3.2.7 Turbo-Expander 42 3.2.8 Thiết bị hấp phụ V-06 43 3.2.9 Thiết bị tách nước sơ V-08 46 3.2.10 Hệ thống máy nén đầu vào 46 3.2.11 Thiết bị Jet Compressors 47 3.2.12 Thiết bị gia nhiệt nhà máy 47 3.3 Các chế độ vận hành nhà máy xử lý khí Dinh Cố 48 3.3.1 Chế độ AMF 48 3.3.2 Chế độ MF 50 3.3.3 Chế độ GPP 53 3.3.4 Chế độ GPP chuyển đổi 56 3.4 Sự khác biệt mục đích sử dụng chế độ so với chế độ GPP 60 3.4.1 Vận hành theo quy trình xử lý khí 60 3.4.2 Theo quy trình thu hồi lỏng 60 3.5 Biện luận lựa chọn phương án hoạt động nhà máy: 61 3.5.1 Xét mặt kinh tế 61 3.5.2 Xét mặt kỹ thuật 61 3.5.3 Xét mặt sản phẩm: 62 3.6 Nguyên liệu, sản phẩm tiêu chuẩn sản phẩm nhà máy xử lý khí Dinh Cố 62 3.6.1 Nguyên liệu 62 3.6.2 Sản phẩm 63 Học viên: Hồ Quang Phổ Trang Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng CHƯƠNG 4: MÔ PHỎNG CHẾ ĐỘ GPP CHUYỂN ĐỔI TẠI NHÀ MÁY XỬ LÝ KHÍ DINH CỐ BẰNG PHẦN MỀM HYSYS 73 4.1 Giới thiệu phần mềm HYSYS 73 4.1.1 Giới thiệu sơ lược Hysys 73 4.1.2 Ứng dụng Hysys 73 4.2 Mô chế độ GPP chuyển đổi 74 4.2.1 Các thiết bị 74 4.2.2 Phương pháp mô 74 4.3 Khảo sát yếu tố ảnh hưởng đến khả thu hồi lỏng 81 4.3.1 Mục đích nghiên cứu 81 4.3.2 Phương pháp nghiên cứu 82 4.3.3 Nghiên cứu số yếu tố ảnh hưởng đến thu hồi lỏng 82 4.3.4 Chạy kết tối ưu 93 4.4 Đánh giá khả làm việc thiết bị mở rộng nhà máy 93 KẾT LUẬN 96 TÀI LIỆU THAM KHẢO 97 Học viên: Hồ Quang Phổ Trang Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng DANH MỤC CÁC KÍ HIỆU, CÁC CHỮ VIẾT TẮT LPG (Liquefied Petroleum Gas) : Khí dầu mỏ hóa lỏng DO (Diesel Oil): Dầu Diesel FO (Fuel Oil): Nhiên liệu đốt lò HC Hydrocacbon MTBE Methyl Tert-Butyl Ether NGL (Natural Gas Liquids): Phần lỏng khí tự nhiên LIC (Level Indicator Controller): Bộ điều khiển hiển thị áp suất TIC (Temperature Indicator Controller): Bộ điều khiển hiển thị nhiệt độ AMF (Ablolute Minium Facility): Cụm thiết bị tối thiểu tuyệt đối MF (Minium Facility): Cụm thiết bị tối thiểu GPP (Gas Processing Plant): Cụm thiết bị hoàn thiện IBP (Initial Boiling Point): Điểm sôi đầu FBP (Final boiling point): Điểm sôi cuối SC Slug Catcher PFD Process Flow Diagram Học viên: Hồ Quang Phổ Trang Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng DANH MỤC CÁC BẢNG BIỂU Bảng 1.1 Thành phần khí số nước Châu Á (phần trăm theo thể tích) 10 Bảng 1.2 Thông tin số mỏ khí Việt Nam 11 Bảng 1.3 Thành phần khí bể Cửu Long (%V) 11 Bảng 1.4 Tính chất vật lý số cấu tử khí tự nhiên 13 Bảng 1.5 Thống kê tiềm khí Việt Nam 17 Bảng 2.1 Các trình hấp thụ thường dùng 26 Bảng 2.2 Các trình sử dụng dung môi hấp thụ vật lý 28 Bảng 3.1 Thông số vận hành tháp C-01 chế độ 40 Bảng 3.2 Các thông số kỹ thuật CC-01 42 Bảng 3.3 Thông số thiết kế máy nén đầu vào 47 Bảng 3.4 Các sản phẩm nhà máy chế độ vận hành (cập nhật ngày 24/8/2013) 61 Bảng 3.5 Thành phần nguyên liệu vào nhà máy (Theo số liệu thiết kế “Sổ tay vận hành nhà máy xử lý khí Dinh cố”, năm 2007) 63 Bảng 3.6 Yêu cầu kỹ thuật khí khô thương phẩm 64 Bảng 3.7 Thành phần khí thương phẩm đầu nhà máy xử lý khí Dinh Cố (số liệu cập nhật ngày 24/8/2013) 65 Bảng 3.8 Yêu cầu kỹ thuật khí đốt hoá lỏng 66 Bảng 3.9 Kết phân tích khí LPG nhà máy Xử lý khí Dinh Cố kho Thị Vải (số liệu cập nhật tháng 1/2012) 67 Bảng 3.10 Các tính chất hoá lý LPG 67 Bảng 3.11 Nhiệt độ lửa khí cháy chất với không khí: 70 Bảng 3.12.Giới hạn cháy nổ số chất, nhiệt độ 15,6 oC áp suất bar 70 Bảng 3.13 Yêu cầu kỹ thuật Condensate thương phẩm 71 Bảng 3.14 Thành phần condensate Nhà máy xử lý khí Dinh Cố [3] 71 Bảng 4.1 Kết thông số trước sau khảo sát 88 Bảng 4.2 Kết mô cho hiệu suất thu hồi Bupro tối đa 93 Học viên: Hồ Quang Phổ Trang Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng DANH MỤC CÁC HÌNH VẼ, ĐỒ THỊ Hình 1.1 Sản lượng khí khô PV GAS qua năm (Đơn vị: Triệu m3)[1] 15 Hình 1.2.Tình hình sản xuất, tiêu thụ xuất khấu khí Việt Nam [6] 16 Hình 1.3 Dự báo khai thác Dầu khí giai đoạn 2005 – 2025 PetroVietNam 16 Hình 1.4.Bản đồ mỏ khí bể Cửu Long 18 Hình 2.1 Sơ đồ tách nước làm lạnh ngưng tụ với Glycol [10] 22 Hình 2.2 Sơ đồ tách nước dầu hấp thụ với dung môi TEG [12] 23 Hình 2.3 Giản đồ pha hệ đa cấu tử 29 Hình 2.4 Chu trình làm lạnh công nghệ chế biến khí 31 Hình 2.5 Nhiệt động học trình làm lạnh khí 32 Hình 2.6 Sơ đồ nguyên lý thiết bị ngưng tụ nhiệt độ thấp có turbine giãn nở [2] 32 Hình 2.7 Sơ đồ trình chưng cất chế biến khí tự nhiên 34 Hình 2.8 Sơ đồ trình hấp thụ đơn giản dầu 35 Hình 2.9 Sơ đồ trình hấp phụ [21] 36 Hình 3.1 Bình tách ba pha V-03 39 Hình 3.2 Cấu tạo thiết bị tách nước 44 Hình 3.3 Nguyên tắc hoạt động thiết bị tách nước V-06A/B 45 Hình 3.4 Thiết bị tách nước sơ V-08 46 Hình 3.5 Cấu tạo Reboiler kiểu Kettle 48 Hình 3.6 Sơ đồ công nghệ chế độ AMF 49 Hình 3.7 Sơ đồ công nghệ chế độ MF 52 Hình 3.8 Sơ đồ công nghệ chế độ GPP 55 Hình 3.9 Sơ đồ công nghệ chế độ GPP chuyển đổi 59 Hình 4.1 Sơ đồ PFD mô nhà máy Xử lý khí Dinh Cố Hysys 75 Hình 4.2 Thiết lập cho thiết bị Slug Catcher 76 Hình 4.3 Thiết lập cho thiết bị hấp phụ V-06A/B 77 Hình 4.4 Thiết lập cho tháp C-05 77 Hình 4.5 Thiết lập cho tháp C-01 78 Hình 4.6 Thiết lập ràng buộc C5 Condenser tháp ổn định C-02 79 Hình 4.7 Tổn thất áp suất thiết bị trao đổi nhiệt E-14 80 Hình 4.8 Khảo sát hiệu suất thu hồi LPG theo nhiệt độ khí đầu vào 83 Hình 4.9 Khảo sát ảnh hưởng áp suất khí đầu vào 85 Hình 4.10 Khảo sát hiệu suất thu hồi LPG theo áp suất làm việc V-03 86 Hình 4.11 Khảo sát hiệu suất thu hồi LPG theo tỉ lệ chia dòng qua E-14/CC-01 88 Hình 4.12 Khảo sát hiệu suất thu hồi LPG theo thành phần C2- đáy tháp C-01 90 Hình 4.13 Khảo sát hiệu suất thu hồi LPG theo % C5 đỉnh C-02 91 Hình 4.14 Khảo sát % C4 đáy tháp C-02 92 Học viên: Hồ Quang Phổ Trang Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng MỞ ĐẦU Trong cấu tiêu thụ lượng toàn cầu, tỷ trọng khí chiếm 23,9% tỷ trọng gia tăng nhanh chóng, dự kiến đến năm 2020 chiếm 30% tổng nhu cầu lượng toàn cầu (Energy Information Administration, 2005a) Chiếm thị phần ngày quan trọng vượt trội giá trị sử dụng, khí tự nhiên ảnh hưởng sâu rộng đến sống người Không đáp ứng nhu cầu nhiên liệu liên tục gia tăng, mà nguồn nguyên cho công nghiệp hóa dầu Theo “Vietnam Oil & Gas Report Q1 2011”, lượng khí tiêu thụ Việt Nam năm 2008 7.9 tỷ m3, đến năm 2012 11.7 tỷ m dự báo đến năm 2015 nhu cầu 18 tỷ m3 Theo đánh giá VITRA (Dự án đánh giá tổng thể tiềm dầu khí Việt Nam Na Uy tài trợ), trữ lượng khí Việt Nam 643 tỷ m3 khí, thời gian khai thác 33 năm Như vậy, để đáp ứng phát triển mạnh mẽ Ngành Công nghiệp chế biến khí tương lai không xa, bên cạnh việc quy hoạch xây dựng nhiều nhà máy xử lý khí , phải không ngừng cải tiến công nghệ phương pháp sản xuất Không nằm mục đích trên, Luận văn “Mô thiết kế tối ưu khả thu hồi LPG nhà máy Xử lý khí Dinh Cố chế độ GPP chuyển đổi phần mềm HYSYS”, mô công nghệ Nhà máy Xử lý khí Dinh Cố với hỗ trợ phần mềm Hysys; nhằm thu sản lượng LPG lớn nhất, góp phần nâng cao hiệu kinh tế nhà máy Học viên: Hồ Quang Phổ Trang Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng Kết luận: Kết khảo sát phù hợp với số liệu thực tế  Khi nhiệt độ vào nhà máy giảm sản lượng LPG tăng Nhiệt độ vào nhà máy ảnh hưởng gần tuyến tính đến sản lượng LPG Khi nhiệt độ vào nhà máy 30oC sản lượng LPG thu nhỏ 35,93 (tấn/h) nhiệt độ nhiệt độ giảm xuống 23oC sản phẩm LPG cao 36,67 (tấn/h) Như trung bình nhiệt độ vào nhà máy giảm oC sản lượng LPG tăng lên 0,074 (tấn/h)  Hiện nhiệt độ môi trường cao 30 oC nhiệt độ theo thiết kế 25oC Nếu nhà máy đầu tư hệ thống cách nhiệt cho đoạn đường ống nối vào SC01\02, K-1011 thiết bị SC-01/02 để giữ nhiệt độ vào nhà máy mức thấp khoảng 20oC sản lượng LPG tăng lên đến 36,97 (tấn/h) Tuy nhiên cần xem lại hiệu kinh tế đầu tư hệ thống cách nhiệt so với sản lượng LPG tăng lên 4.3.3.3 Áp suất khí đầu vào Chênh áp đầu vào nhà máy ảnh hưởng lớn đến khả thu hồi lỏng nhà máy Độ chênh áp cao khả thu hồi lỏng tăng lên Áp suất đầu nhà máy tuỳ thuộc vào yêu cầu nhà máy điện ta xem yếu tố cố định, thường khoảng 47-54 Bar Như muốn tăng độ chênh áp dòng vào nhà máy ta phải nâng áp đầu vào lên Có thể tăng áp đầu vào từ giàn nén khơi, nhiên gặp phải vấn đề độ an toàn đường ống thiết bị Ở điều kiện nhiệt độ không đổi, áp suất khí SC-01/02 lớn dẫn đến tăng khả ngưng tụ cấu tử SC-01/02 lượng khí Nhưng áp suất cao tăng khả ngưng tụ cấu tử nhẹ vào pha lỏng, làm giảm khả phân tách Slug Catcher Trong tháp C-01, lỏng đáy tháp khống chế theo tiêu chuẩn định Do đó, áp suất SC-01/02 tăng lượng khí đỉnh C-01 tăng lên Dòng khí đưa trở lại đầu bình tách V-08 để thu hồi lại lỏng Ngược lại áp suất thấp làm tăng khả phân tách, lại giảm lượng lỏng thu SC-01/02 có nhiều cấu tử nặng lẫn theo khí Mặt khác, áp suất vào nhà máy tăng tiết kiệm lượng cho máy nén khí đầu vào, giảm tỷ số nén trạm nén khí đầu vào Do làm giảm nhiệt độ đầu dòng khí sau máy nén Vì làm giảm nhiệt độ làm lạnh trình làm lạnh Điều ảnh hưởng đến trình thu hồi lỏng sau Sử dụng công cụ Case Studies Hysys để khảo sát áp suất khí đầu vào khoảng biến thiên từ 70 Bar đến 80 Bar, khoảng giá trị áp suất đầu vào thực tế nhà máy xử lý khí Dinh Cố Kết khảo sát thể Hình 4.9 Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 84 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng Hình 4.9 Khảo sát ảnh hưởng áp suất khí đầu vào Kết luận:  Áp suất gần ảnh hưởng tuyến tính đến sản lượng LPG Khi áp suất vào nhà máy tăng từ 70 Bar lên đến 80 Bar sản lượng LPG tăng từ 35,93 (tấn/h) lên 36,19 (tấn/h) Như trung bình áp suất vào nhà máy tăng Bar sản lượng LPG tăng lên 0,026 (tấn/h)  Như để tăng khả thu hồi sản phẩm lỏng nhà máy nên hoạt động áp suất đầu vào giá trị max 80 Bar 4.3.3.4 Áp suất V-03 Theo thiết kế, chế độ vận hành GPP, V-03 làm việc áp suất 75 Bar nhiệt độ 25,6 oC Nhưng chế độ vận hành tại, áp suất làm việc V-03 giảm xuống khoảng 42-50 Bar V-03 thiết bị phân tách pha, mục đích thiết bị tách bớt phần khí nhẹ bị hấp thụ dòng lỏng từ SC-01/02, V-08 V-101 Áp suất làm việc V-03 ảnh hưởng đến khả phân tách, lưu lượng thành phần pha lỏng thu được.Khi áp suất làm việc V-03 biến đổi ảnh hưởng đến lưu lượng nhập liệu tỷ lệ lỏng vào tháp C-01 Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 85 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng Áp suất vận hành V-03 thường nằm khoảng 42-50 bar Khi áp suất làm việc V-03 tăng, làm giảm khả phân tách cấu tử, dẫn đến làm tăng lượng lỏng thu V-03 Hình 4.10 Khảo sát hiệu suất thu hồi LPG theo áp suất làm việc V-03 Kết khảo sát cho thấy, áp suất V-03 tăng từ 40 Bar lên 50 Bar, lượng Bupro thu tăng từ 36,16 (tấn/h) lên 36,19 (tấn/h) 4.3.3.5 Tỷ lệ dòng nhập liệu qua E-14 CC-01 Dòng khí sau qua hệ thống thiết bị tách nước hấp phụ V-06A/B tách hạt bụi bị kéo theo F-01A/B với lưu lượng 148600 m 3/h: tách làm hai phần để thực trình làm lạnh trước vào tháp chưng cất C-05 Sự lựa chọn tỷ lệ hai dòng ảnh hưởng đến trình làm lạnh sâu áp suất làm việc C-05 Khoảng 1/3 dòng lúc đầu làm lạnh thiết bị trao đổi nhiệt khí khí (E-14) với dòng khí lạnh đến từ đỉnh C-05 Tại nhiệt độ dòng khí giảm xuống (khoảng -35 0C) áp suất không đổi Dòng khí làm lạnh sau làm lạnh sâu van tiết lưu FV-1001 đặt sau E-14 để giảm áp suất dòng khí Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 86 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng đến khoảng 37 Bar áp suất làm việc đỉnh C-05 Quá trình giảm áp kéo theo nhiệt độ dòng khí giảm xuống khoảng -61,07 0C (theo hiệu ứng Joule Thomson) vào đĩa tháp C-05 với khoảng 52,12 % mol lỏng Do hiệu làm lạnh sâu dòng khí đến đỉnh C-05 phụ thuộc lớn vào nhiệt độ làm lạnh E-14, mà nhiệt độ lại phụ thuộc vào lưu lượng dòng khí qua E-14 Như có tỷ lệ dòng qua E-14 CC-01 mà hiệu trao đổi nhiệt đạt giá trị tối ưu, giá trị tối ưu đạt độ chênh nhiệt độ dòng nóng vào dòng lạnh độ chênh nhiệt độ dòng lạnh vào dòng nóng khỏi E-14 Khoảng 2/3 dòng lại làm lạnh Turbo-Expander (CC-01) Dòng khí vào giảm áp phần Expander đến khoảng 37 Bar (bằng áp suất làm việc tháp C-05) Quá trình giảm áp kéo theo nhiệt độ giảm xuống khoảng -11,76 0C vào đĩa cuối tháp C-05 với khoảng 10,6 % mol lỏng Khi tăng tỷ lệ dòng qua E-14, áp suất tháp C-05 tăng lên, giảm dòng khí qua Expander, dẫn đến công sinh trinh giản nở phần Expander truyền toàn cho phần nén Compressor giảm Tương tự, giảm tỷ lệ dòng qua E-14, áp suất tháp C-05 giảm, tăng dòng khí qua Expander, dẫn đến Công sinh trinh giản nở phần Expander truyền toàn cho phần nén Compressor tăng Mặt khác, thay đổi lưu lượng qua E-14 làm ảnh hưởng đến dòng khí làm lạnh sâu đến đỉnh C-05 Như cần lựa chọn tỷ lệ thích hợp để đảm bảo trình làm lạnh sâu giảm áp suất làm việc C-05 tăng lượng sản phẩm lỏng thu Kết khảo sát ảnh hưởng tỷ lệ qua E-14 CC-01 sau (khảo sát tỷ lệ qua E-14 khoảng 0,3-0,6) Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 87 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng Hình 4.11 Khảo sát hiệu suất thu hồi LPG theo tỉ lệ chia dòng qua E-14/CC-01 Bảng 4.1 Kết thông số trước sau khảo sát Trước khảo sát Khảo sát tối ưu Tỷ lệ dòng qua E-14 (%) 0,33 0,43 Tỷ lệ dòng qua CC-01 (%) 0,67 0,57 Mass Flow LPG (Tấn/h) 34,01 36,53 Từ kết ta có nhận xét:  Theo thiết kế ban đầu tỷ lệ qua E-14 CC-01 cho sản phẩm lỏng cao tỷ lệ: 1/3, 2/3 ứng với lưu lượng đầu vào 4,7 triệu m 3/ngày lưu lượng vào nhà máy thay đổi tỷ lệ tối ưu thay đổi, theo mô tỷ lệ qua E-14 0,43 sản lượng LPG cao Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 88 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng 4.3.3.6 Thành phần C2- đáy tháp C-01 Tháp Deethanizer đưa vào vận hành với mục đích tách cấu tử nhẹ Ethan, Methan khỏi sản phẩm lỏng thu từ thiết bị Hay nói cách khác C-01 tháp ổn định chất lượng sản phẩm lỏng Trong chế độ vận hành tháp C-01 làm việc áp suất 28 Bar nhiệt độ đỉnh 7,4oC nhiệt độ đáy 108,49 oC Nhiệt độ thiết bị đun sôi lại ảnh hưởng đến lượng sản phẩm lỏng thu Khi tăng nhiệt độ tăng khả bay cấu tử Do tăng nhiệt độ thiết bị đun sôi tăng bay cấu tử nhẹ Methan, Ethan mà tăng khả bay cấu tử nặng Propan, Butan theo sản phẩm đỉnh Do giảm sản phẩm lỏng thu Ngược lại nhiệt độ giảm tăng lượng Butane, Propane thu mà tăng hàm lượng C2- sản phẩm Bupro Do sản phẩm lỏng LPG tăng đáng kể Theo nguyên tắc chưng cất, giảm áp suất tăng khả bay cấu tử nhẹ giảm khả hoà tan cấu tử nhẹ vào pha lỏng Kết khảo sát thay đổi giới hạn C2 LPG từ 1%-6% sau: Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 89 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng Hình 4.12 Khảo sát hiệu suất thu hồi LPG theo thành phần C2- đáy tháp C-01 Kết luận: Khi tăng % C2- LPG sản lượng Bupro tăng lên Khi tăng hàm lượng C2 từ 1% lên đến 6% sản lượng Bupro tăng lên từ 33,61 (tấn/h) lên 35,37 (tấn/h) độ Hiện tiêu chuẩn LPG khống chế theo áp suất Reid 14,3 Bar nhiệt 37,8 oC 4.3.3.7 Điều kiện làm việc tháp ổn định Condensate(C-02) Sản phẩm lỏng thu từ tháp Deethanizer (C-01) đưa đến tháp ổn định Condensate (C-02) để tách lỏng LPG khỏi Condensate Trong chế độ hoạt động tháp C-02 làm việc áp suất 10 Bar nhiệt độ 37oC đỉnh 150oC đáy Tháp C-02 có thiết bị ngưng tụ hồi lưu đỉnh (E-02) thiết bị đun sôi lại đáy (E-03) Sự thay đổi tỷ số hồi lưu đỉnh nhiệt độ thiết bị đun sôi lại đáy ảnh hưởng đến thành phần lưu lượng sản phẩm lỏng thu Do giá bán sản phẩm Condensate thấp sản phẩm LPG nên để tăng hiệu kinh tế trình vận hành phải tăng hàm lượng C5+ LPG đảm bảo tiêu chuẩn cho phép sản phẩm LPG Để thực điều phải điều chỉnh hợp lý tỷ số hồi lưu nhiệt độ thiết bị đun sôi lại Tỷ số hồi lưu: Khi nhiệt độ thiết bị đun sôi lại không đổi, tăng tỷ số hồi lưu đỉnh tháp giảm nhiệt độ đỉnh tháp nên tăng khả ngưng tụ cấu tử Do ngưng tụ cấu tử C5+ mà ngưng tụ cấu tử C3, C4 theo sản phẩm Condensate, lúc giảm lượng sản phẩm LPG mà làm giảm chất lượng Condensate thu (không đáp ứng yêu cầu áp suất bão hoà) Ngược lại giảm tỷ số hồi lưu đỉnh tháp tăng nhiệt độ làm việc đỉnh tháp, tăng khả bay cấu tử nặng tăng sản phẩm LPG Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 90 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng Nhiệt độ làm việc đáy tháp C-02: Nếu tỷ số hồi lưu đỉnh tháp không đổi ta tăng nhiệt độ thiết bị đun sôi lại tăng khả bay cấu tử Do tăng khả tách Butane Condensate mà còn tăng hàm lượng C5+ sản phẩm LPG Vì sản phẩm LPG tăng đáng kể Ngược lại giảm nhiệt độ thiết bị đun sôi lại thì giảm lượng sản phẩm LPG thu mà làm giảm chất lượng Condensate tăng hàm lượng C4 sản phẩm Condensate nên làm tăng áp suất bão hoà Khảo sát % C5 đỉnh tháp C-02 : Hình 4.13 Khảo sát hiệu suất thu hồi LPG theo % C5 đỉnh C-02 Kết khảo sát cho thấy, tăng hàm lượng % C5 đỉnh tháp C-02 từ 0,5 lên 2%, lượng LPG thu tăng từ 34,56 (tấn/h) lên 35,57 (tấn/h) Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 91 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng Khảo sát % C4 đáy tháp C-02 : Hình 4.14 Khảo sát % C4 đáy tháp C-02 Kết khảo sát cho thấy hàm lượng % C4 đáy tháp C-02 tăng lên : từ 1% lên 2%, lượng LPG thu tăng lên tương ứng, từ 35,42 (tấn/h) lên 35,31 (tấn/h) Tuy nhiên cần phải khống chế hàm lượng C2 theo tiêu chuẩn LPG Kết khảo sát % C5 đỉnh C-02 % C4 đáy tháp C-02 hoàn toàn phù hợp số liệu thực tế Khi lượng C5 đỉnh tháp C-02 tăng, C4 đáy tháp C-02 giảm hiệu suất thu hồi LPG tăng Tuy nhiên cần phải khống chế thành phần C4 C5 theo tiêu kỹ thuật, áp suất Reid hàm lượng C5 LPG Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 92 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng 4.3.4 Chạy kết tối ưu Sau tiến hành khảo sát yếu tố ảnh hưởng đến khả thu hồi lỏng, ta tiến hành mô lại trình với thông số thu Các tiêu chuẩn làm việc tháp vận hành khoảng giá trị tối ưu, cụ thể sau :  Nhiệt độ nguyên liệu vào : 23-25oC  Áp suất nguyên liệu vào : 76-78 Bar  Áp suất làm việc V-03 : 46-48 Bar  Tỉ lệ chia dòng qua E-14/CC-01 : 0,39-0,45  Tháp C-01 : % C2 đáy 3%-3,5%  Tháp C-02 : % C4 đáy tháp 1,5%, % C5 đỉnh tháp 2% Bảng 4.2 Kết mô cho hiệu suất thu hồi Bupro tối đa Trạng thái Trước tối ưu Sau tối ưu Áp suất khí đầu vào (Bar) Áp suất V03 (Bar) C2 đáy C01(%mol) Nhiệt độ khí đầu vào Tỷ lệ chia dòng qua E-14 Hiệu suất thu hồi Bupro (ton/h) 71,18 48 25 0,33 34,01 78 48 3,4 23 0.43 36,89 Như vậy, sau tối ưu hóa thông số công nghệ Nhà máy, sản lượng LPG thu hồi tăng lên nhiều, từ 34,01 (tấn/h) (tương đương 816,24 (tấn/ngày) lên đến 36,89 (tấn/h) (tương đương 885,36 tấn/ngày) 4.4 Đánh giá khả làm việc thiết bị mở rộng nhà máy Việc nâng cao lưu lượng khí đầu vào đòi hỏi phải điều chỉnh thông số hoạt động nhà máy Ngoài việc nâng cao công suất thiết bị giới hạn thiết kế, ta cần cung cấp thêm thiết bị để đảm bảo trình hoạt động nhà máy đạt hiệu cao Tuy nhiên, việc nâng cao công suất thiết bị phải đảm bảo thiết bị hoạt động bình thường, không xuất cố giảm hiệu suất trình Do đó, công tác đánh giá khả hoạt động thiết bị mở rộng công suất nhà máy quan trọng Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 93 Luận văn tốt nghiệp Thiết bị SC-01/02 K-1011 V-08/F01A/B V-06A/B E-14 K-01/V-12 V-03 GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng Đánh giá khả mở rộng công suất  Công suất SC 4,3 triệu m 3/ngày/01 nhánh Do đưa 02 SC vào vận hành lúc nâng công suất SC lên 4,3x2 = 8.6 triệu m 3/ngày  Trong lượng nguyên liệu lớn vào nhà máy đến triệu m 3/ngày Vậy SC đảm bảo hoạt động mở rộng nhà máy  Với áp suất đầu đảm bảo theo giá trị thiết kế 109 bar, lưu lượng qua máy nén ứng với công suất lớn nhà máy hoạt động (6 triệu m3/ngày) 4,56 triệu m3/ngày  Nếu vận hành 04 máy nén nâng công suất trạm nén đầu vào lên 6,7 triệu m3/ngày  Vậy nên cụm máy nén K-1011 đảm bảo hoạt động mở rộng nhà máy  Theo tính toán, lưu lượng lớn qua V-08 (tương ứng với công suất triệu m 3/ngày) 236,5 tấn/h, lưu lượng qua V-08 140,76 tấn/h Như thiết bị đáp ứng công suất nhà máy lên đến triệu m3/ngày  Ứng với lưu lượng nguyên liệu tối đa nhà máy xử lý (6 triệu m 3/ngày), áp suất hoạt động V-06 109 bar  Theo tài liệu thiết kế, áp suất hoạt động tối đa V06 80 oC 139 bar  Vậy thiết bị đảm bảo hoạt động mở rộng công suất nhà máy  Theo thiết kế, E-14 vận hành với áp suất dòng nóng 139 bar, dòng lạnh 60 bar  Trong áp suất hoạt động ứng với lưu lượng lớn vào nhà máy (6 triệu m 3/ngày) 108 bar dòng nóng 37 bar dòng nguội  Vậy thiết bị đảm bảo hoạt động nâng công suất nhà máy  Theo tính toán lưu lượng max qua K-01 45000 sm 3/h (kể dòng recycle) < thiết kế  Áp suất hoạt động theo thiết kế V-12 32 bar, áp suất hoạt động V-12 ứng với lưu lượng lớn 27 bar  Vậy thiết bị đảm bảo hoạt động nâng công suất nhà máy  Lượng lỏng từ SC đưa V-03 phụ thuộc vào lượng condensate đưa bờ  Khi lưu lượng condensate vào nhà máy lớn (6 triệu m 3/ngày) Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 94 Luận văn tốt nghiệp E-04 C-05 C-01 E-01A/B C-02 E-02 E-03 GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng áp suất vận hành V-03 48 bar áp suất thiết kế 82,5 bar  Vậy thiết bị đảm bảo hoạt động nâng công suất nhà máy  Áp suất vận hành Shell Side Tube Side tương ứng với lưu lượng condensate lớn vào nhà máy 10,72 bar 47 bar ; Trong giá trị theo thiết kế 19,25 bar 74 bar  Đảm bảo vận hành nâng công suất nhà máy  Kết mô ứng với lưu lượng condensate lớn vào nhà máy (6 triệu m3/h), áp suất vận hành C-05 37 bar  Trong áp suất hoạt động theo thiết kế cho C-05 lên đến 60 bar  Đảm bảo vận hành nâng công suất nhà máy  Áp suất hoạt động C-01 lưu lượng nguyên liệu vào nhà máy lớn (6 triệu m3/h) 27 bar, giá trị nằm dải hoạt động C-01 (20 – 29,5 bar) thấp giá trị thiết kế (32 bar)  Vậy C-01 đảm bảo vận hành điều kiện mở rộng nhà máy  Theo tính toán mô lưu lượng tối đa đưa vào nhà máy triệu m3/ngày công suất nhiệt E-01A/B 7781 Gj/h> so với thiết kế 01 reboiler Tuy nhiên đưa 02 Reboiler vào hoạt động đảm bảo công suất nhiệt E-01A/B  Áp suất hoạt động C-02 lưu lượng nguyên liệu vào nhà máy lớn (6 triệu m3/h) 10,7 bar, giá trị thấp giá trị thiết kế (12,5 bar)  Vậy C-02 đảm bảo vận hành điều kiện mở rộng nhà máy  Theo tính toán mô lưu lượng tối đa đưa vào nhà máy triệu m 3/h, công suất nhiệt E-02 27.68 Gj/h < so với thiết kế E-02 29.44 Gj/h  Đảm bảo vận hành mở rộng nhà máy  Theo tính toán mô lưu lượng tối đa đưa vào nhà máy triệu m3/h, công suất nhiệt E-03 5715 kW < so với thiết kế E-03 6199,65 kW Vậy E-03 đảm bảo vận hành mở rộng nhà máy Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 95 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng KẾT LUẬN Với mục đích nâng cao khả thu hồi LPG phần mềm Hysys, Luận văn hoàn thành mục tiêu sau đây:  Mô thành công Quy trình công nghệ xử lý khí Nhà máy Xử lý khí Dinh Cố phần mềm Hysys  Đánh giá tác động thông số hoạt động thiết bị đến sản lượng thu hồi LPG  Mô nhằm tối ưu hóa khả thu hồi LPG với miền khảo sát rộng, dải thông số hoạt động vùng tối ưu thiết bị ảnh hưởng lớn đến hiệu suất thu hồi LGP  Lựa chọn xác thông số hoạt động thiết bị với khả thu hồi LPG lớn 885,36 tấn/ngày Kết thu bước đầu quan trọng giải pháp cải tiến phương pháp sản xuất, nhằm thu lại lợi nhuận kinh tế cao cho nhà máy Xử lý Khí Dinh Cố nhà máy tương tự khác Để kết mô sớm đưa thực tế, cần tham gia nhiều nguồn lực khác Hi vọng đề tài góp phần tăng hiệu kinh tế cho Nhà máy Xử lý khí Dinh Cố nói riêng Nhà máy Xử lý khí tương tự khác, đặc biệt giai đoạn kinh tế khó khăn Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 96 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng TÀI LIỆU THAM KHẢO I Tài liệu tham khảo tiếng việt http://www.pvgas.com.vn/san-pham-va-dich-vu/san-pham/ , truy cập cuối ngày 30/12/2012 Nguyễn Thị Minh Hiền (2004), Công nghệ chế biến Khí tự nhiên Khí đồng hành, NXB Khoa Học Kỹ Thuật Hà Nội, pp.113-115&146 Công ty chế biến khí Vũng Tàu (2007), Sổ tay vận hành nhà máy xử lý khí Dinh cố Tổng Cục Dầu Khí Việt Nam (2001),Bạch Hổ condensate propreties II Tài liệu tham khảo tiếng anh Zakia NASRI and Housam BINOUS, Chemical Engineering of Japan, Vol 40, No 6,pp 534-538, 2007 D.Y Peng and Robinson, Industrial and Engineering Chemistry Fundamental, Vol 15, pp.59, Feb 1976 VIETNAM OIL & GAS REPORT Q3 2011,Business Monitor International,P.36, 2011 W Daniel, A Kemp, Engineering Data Book (11th ed.), Vols I, II, Gas Processors Suppliers Association (GPSA), Tulsa, Oklahoma, 1998 Alexandre Rojey et al, Natural gas : production processing transport, Editions Technip, Paris, pp 261, 1997 10 S Ranjani, S Ming, F Edward, P James, H Duane, Adsorption of CO2 on Molecular Sieves and Activated Carbon, National Energy Technology Laboratory, USA, 2005 11 John J Carroll, Natural Gas Hydrates, pp.163, 2002 12 Arnold, K., Stewart, M., “Surface Production Operations” Volume 2Design of Gas Handling System and Facilities, Gulf Publishing Co., Book Division, Houston, Tx Chapter 7-9, 1989, pp 141-234 13 ATG, 1998, Le traitement du gaz naturel sur gisement, Association technique de l’industrie du gaz en France- Commission de production et de traitement, Paris, Rapport, Juin, 112p 14 John M Campbell, Gas Conditioning and Processing, 5th ed., Campbell Petroleum Series, Norman, Ok, Vol2, pp.373, 1992 15 Fournié, F., Agostini, J.P., “Permeation : a new competitive process for offshore gas dehydration”, 16th Annual Offshore Technology Conference, Paper no OTC 4659, p 113-120, Houston, Tx, May 1984 Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 97 Luận văn tốt nghiệp GVHD: PGS.TS Lê Minh Thắng 16 John M Campbell, Gas Conditioning and Processing, 5th ed., Campbell Petroleum Series, Norman, Ok, Vol2, pp.408, 1992 17 Gas Processors Suppliers Association(GPSA ), Engineering Data Book12th Edition , pp 635, 2004 18 Thomas, E R et al, “Conceptual Studies for CO2/Natural Gas Separation Using the Control Freeze Zone (CFZ) Process”, Gas Separation and Purification, vol 2, pp 84-89, 1998 19 John M Campbell, Gas Conditioning and Processing, 5th ed., Campbell Petroleum Series, Norman, Ok, Vol3, pp.27, 1982 20 Tuttle, R., and Allen, K., “Treating System Selection for Fractionation Plants”, Proc 55th Ann Conv GPA., San Antonio, TX ,March 1976 21 Spletter, K.G., and Adair, L., US gas processing profitability statistics.Oil Gas J 99(21), 54–59, 2001 22 Foglietta, J.H., “Dew Point Turboexpander Process, a Solution for High Pressure Fields”, Paper presented at the IAPG 2004 Gas Conditioning Conference, Neuquen, Argentina, Oct 2004 23 Parasons, P.J., and Templeman, J.J., Models performance leads to adsorption-unit modifications”, Oil Gas J 88(26), 40–44 (1990) 24 Jean-Paul Gourlia, Separation Process, Editions Technip, Paris, pp 125, 2000 Học viên: Hồ Quang Phổ Trang 98 [...]... phẩm có độ tinh khiết cao như ethan cho các nhà máy hóa dầu, propan cấp nhiên liệu [21] 2.2.3 Phương pháp hấp thụ bằng dầu Phương pháp hấp thụ khí thiên nhiên và khí đồng hành trên cơ sở của hai quá trình chuyển khối cơ bản: hấp thụ và khử hấp thụ Bản chất vật lý của quá trình này là sự cân bằng giữa dòng khí và dòng lỏng do sự khuyếch tán từ pha này đến pha khác Quá trình thu hồi phần lỏng của khí thiên... Minh Thắng Khí sau khi được chế biến sơ bộ ở tháp tách 1 được làm lạnh trong thiết bị trao đổi nhiệt 2 và đi vào tháp tách bậc một ở áp suất cao 3, được giãn nở, làm lạnh và ngưng tụ một phần trong turbine 4 và đi vào tháp tách bậc hai ở áp suất thấp 5 Từ tháp tách ra, khí được dẫn vào không gian giữa các ống của thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống chùm 2 và sau khi được nén trong máy nén 6 (máy nén nối... bản của khí thiên nhiên và khí đồng hành là các hydrocacbon no, các parafin dãy đồng đẳng của Metan Khí thiên nhiên thì cấu tử chủ yếu là Metan, còn khí đồng hành thì thành phần thay đổi khá rộng, cấu tử C2+ chiếm hàm lượng đáng kể trong thành phần của khí và qua so sánh ban đầu từ các bản số liệu trên về thành phần khí đồng hành ở Việt Nam và một số nước trên thế giới thì thành phần khí đồng hành ở. .. đối với các khí Axit nhờ vào tính kiềm của nó Quá trình làm sạch bằng K2CO3 cũng thu c nhóm này Phương pháp này thực hiện dựa trên phản ứng hóa học của khí Axit với dung môi hóa học H2S, CO2, HC… Khí axit Khí sạch H2S,CO2 H2S Dung môi CO2 Hợp chất hóa học Phân hủy hợp chất Dung môi Phương pháp này đảm bảo làm sạch triệt để khí khỏi H2S và CO2 với áp suất riêng phần và nồng độ của chúng trong khí ban đầu... so với các sơ đồ chế biến khí tự nhiên khác Sơ đồ nguyên lý của quá trình ngưng tụ nhiệt độ thấp có sử dụng turbine giản nở để chế biến khí được trình bày ở Hình 2.7 Hình 2.6 Sơ đồ nguyên lý thiết bị ngưng tụ nhiệt độ thấp có turbine giãn nở [2] 1,3,5 Các tháp tách; 2 Thiết bị trao đổi nhiệt; 4.Turbine; 6 Máy nén khí; I Khí mới khai thác được dẫn vào thiết bị; II Khí khô sau khi được chế biến ra khỏi... phần nhỏ các tạp chất như N2, CO2, H2S, He và các kim loại như Ni, V, Fe Tuy nhiên, do nguồn gốc của các hydrocacbon khác nhau nên thành phần của chúng cũng khác nhau 1.2 Khảo sát thành phần của khí tự nhiên và khí đồng hành ở Việt Nam và một số nước trên thế giới: Bảng 1.1 Thành phần khí ở một số nước Châu Á (phần trăm theo thể tích) Các cấu tử Thành phần của khí Indonesia Thái Lan Việt Nam CH4 65,40... nhiệt độ áp suất thích hợp thì nó tạo thành các tinh thể hydrat, gây bịt kín các đường ống dẫn và ảnh hưởng đến quá trình làm việc của thiết bị vận chuyển, van, đường ống Mặt khác, trong khí có nước và H2S thì trong điều kiện thu n lợi sẽ đẩy mạnh quá trình ăn mòn Tách nước ra khỏi dòng khí nhằm làm cho dòng khí có nhiệt độ điểm sương thấp hơn nhiệt độ tối thiểu mà ở đó dòng khí được vận chuyển và xử lý. .. biến khí tự nhiên Quá trình trong sơ đồ trên là quá trình phổ biến nhất để sản xuất propan, butan và khí xăng thương mại Đôi khi tùy thu c vào nhu cầu của thị trường, số lượng tháp chưng có thể thay đổi Chẳng hạn khi nhu cầu khí dầu mỏ hóa lỏng (LPG) của thị trường cao, hỗn hợp LPG sẽ được thu ở đỉnh tháp thứ 3, khí xăng sẽ đi ra ở đáy và tháp thứ 2 sẽ không sử dụng Quá trình chưng cất chế biến khí. .. lượng khí Axit là thấp, điều này rất thu n lợi cho việc chế biến và sử dụng các sản phẩm khí, trong khi đó thành phần các khí này trong mỏ khí đồng hành ở Thái Lan và Indonesia chiếm hàm lượng rất cao (15 ÷ 16%) Như vậy, khí dầu mỏ Việt Nam thu c loại khí ngọt, hàm lượng các khí Axit rất ít, khoảng 2g/100m3 Vì vậy khí dầu mỏ Việt Nam rất thu n lợi cho việc chế biến, sử dụng, an toàn với thiết bị và ít... pháp này dựa trên khả năng kết tinh của khí Cacbonic khi ở nhiệt độ thấp (-56,57 oC) để tách khí CO2 ra [18] Nhược điểm của phương pháp này có chi phí năng lượng cao dẫn đến giá thành sản phẩm cao Nhưng được dùng để làm sạch sơ bộ khí CO2 khi hàm lượng CO2 trong khí cao 2.1.3.4 Phương pháp hấp thụ Để làm sạch khí tự nhiên và khí đồng hành khỏi H2S, CO2 và các hợp chất chứa lưu huỳnh và oxy không mong