* Giai đoạn giản nở:
Điểm khởi đầu của một chu trình làm lạnh là vị trí mà tại đó mơi chất làm lạnh ở trạng thái lỏng. Điểm A trong hình 5.1 đại diện cho điểm bọt của môi chất lỏng tại áp suất hơi bão hịa của nó PA và entanpy hLA. Trong giai đoạn giãn nở, áp suất và nhiệt độ của môi chất được giảm bằng cách sử dụng một van điều khiển để giảm áp suất của dòng xuống áp suất PB. Giá trị áp suất PB được xác định bởi nhiệt độ TB(điểm B) cần đạt được.
Tại điểm B, entanpy của chất lỏng bão hòa là hLB trong khi đó entanpy của hơi bão hịa tương ứng là hVB. Sau khi diễn ra sự giản nở A-B qua van điều khiển và khơng có sự trao đổi năng lượng, quá trình này được coi là đẳng entanpy. Như vậy, tổng entanpy của dịng mơi chất làm lạnh tại đầu ra của van tương đương với entanpy tại đầu vào của van là hLA.
Tính từ điểm B, trong thiết bị bay hơi, cả 2 pha lỏng và hơi đều cùng tồn tại. Để tính lượng hơi được hình thành trong quá trình giản nở, ta gọi X là phần lỏng còn lại của mơi chất được hình thành ở áp suất PB với entanpy là hLB, phần hơi được hình thành sau quá trình giản nở với entanpy hVB là 1-X. Phương trình cân bằng nhiệt :
X hVB- hLA
hVB- hLB 1 - X hLB- hLA
hVB- hLB (5.1) [4,tr.14-2] Trong đó: X là phần lỏng cịn lại của mơi chất làm lạnh
hVB là entanpy của phần hơi được hình thành sau quá trình giản nở hLA là entanpy của môi chất làm lạnh ban đầu
hLB là entanpy của phần lỏng cịn lại của mơi chất
Hơi được hình thành từ quá trình giãn nở A-B khơng cung cấp bất kỳ lượng nhiệt lạnh nào cho quá trình này mà là nhiệt được quá trình này hấp thụ nhờ sự bay hơi một phần chất lỏng của môi chất làm lạnh.
* Giai đoạn bay hơi:
Sự bay hơi diễn ra trong một bộ trao đổi nhiệt gọi là thiết bị bay hơi/làm lạnh. Như trong hình 5.1, giai đoạn B-C khơng có sự thay đổi nhiệt độ và áp suất. Entanpy của hơi tại điểm C là hVB. Quá trình làm lạnh được tạo ra bởi phần lỏng của môi chất làm lạnh (X) và hiệu suất làm lạnh có thể được định nghĩa là X(hVB – hLB). Từ biểu thức 5.1, ta có thể biến đổi nó thành:
Suất năng lượng làm lạnh = hVB - hLA
Công suất làm lạnh có thể coi là tổng nhiệt lượng đã được hấp thụ trong thiết bị bay hơi/làm lạnh bởi q trình này, nó thường được biểu diễn bằng đơn vị Btu/đơn vị thời gian. Lưu lượng dịng mơi chất làm lạnh (m) được tính như sau:
- (5.2) [4,tr. 14-2]
Trong đó: m là lưu lượng dịng mơi chất làm lạnh Qref là tổng nhiệt lượng đã được hấp thụ
hVB là entanpy của phần hơi được hình thành sau q trình giản nở
Ngành Cơng nghệ kỹ thuật Hóa học 88 Khoa Hóa học và Cơng nghệ thực phẩm
* Giai đoạn nén:
Sau khi ra khỏi thiết bị bay hơi/làm lạnh, dịng mơi chất làm lạnh được hóa hơi hồn tồn ở áp suất hơi bão hòa PC với nhiệt độ tương ứng là TC và entanpy là hVB. Giá trị entropy tại thời điểm này là SC. Dòng hơi này sẽ được nén đẳng entropy đến áp suất
PA (C-D) như hình 5.1.
Cơng của q trình đẳng entropy (lý tưởng) sử dụng cho quá trình nén mơi chất làm lạnh từ áp suất PB lên PA được xác định bởi công thức:
Wi m.(h’VD - hVB) (5.3) [4, tr. 14-2]
Lượng entropy h’VD được xác định nhờ vào tính chất của mơi chất làm lạnh tại áp suất PA và entropy là SC. Vì mơi chất làm lạnh không phải là lý tưởng và sự hoạt động của máy nén cũng khơng phải lý tưởng, do đó hiệu suất q trình đẳng entropy ηi được xác định để bù đắp cho q trình trình nén. Cơng nén thực tế W của q trình nén có thể được tính tốn theo cơng thức sau:
i
ηi m(h'VD-hVB)
ηi m(hVD-hVB) (5.4) [4, tr. 14-3] Cơng suất của máy nén có thể được biểu diễn như sau:
(5.5) [4, tr. 14-3] (Với 2544,4 Btu/h = 1 hp)
* Giai đoạn ngưng tụ:
Môi chất làm lạnh rời khỏi máy nén với áp suất PA và nhiệt độ TD (điểm D trong hình 5.1) được làm mát xuống dưới nhiệt độ sơi với áp suất gần như không đổi và hơi môi chất bắt đầu ngưng tụ khi đạt đến một nhiệt độ khơng đổi.
Sau q trình nén và ngưng tụ, nhiệt độ của dịng mơi chất tăng lên, do đó nó cần được làm mát để trở về điểm xuất phát (điểm A) và có thể tiếp tục chu trình làm lạnh đươc thể hiện như hình 5.2.
Nhiệt lượng để làm mát và ngưng tụ có thể tính tốn như sau:
Qcd = m [(hVB – hLA) + (hVD – hVB)]
= m (hVD – hLA) (5.6) [4, tr. 14-3]
5.2. Tính tốn chu trình Propan
Hệ thống làm lạnh bằng propan sử dụng để tính tốn cho q trình mơ phỏng là một hệ thống với 3 giai đoạn làm lạnh. Mơ hình được thể hiện như hình 5.2:
Hình 5.2. Mơ hình hệ thống làm lạnh với ba giai đoạn
Ta có áp suất đầu vào máy nén cấp 1 là Ps = 14,5 psia, áp suất đầu ra máy nén cấp 3 là Pd = 200 psia, số bậc nén là n = 3, chênh áp của dịng khí qua tháp tách đầu tiên Δ1 = 1,5 psia, qua 2 tháp tách tiếp theo là Δ2 = 2 psia, qua thiết bị làm mát bằng nước
Ngành Cơng nghệ kỹ thuật Hóa học 90 Khoa Hóa học và Cơng nghệ thực phẩm
Δ3 = 10 psia, tổng nhiệt lượng trao đổi với khí tự nhiên là QT = 444 MMBtu/h, trong đó nhiệt lượng trao đổi trong giai đoạn đầu tiên là Q1 255 MMBtu/h, giai đoạn thứ 2 là Q2 111 MMBtu/h, giai đoạn thứ 3 là Q3 = 78 MMBtu/h, hệ số của máy nén là 0,75.
5.2.1. Tính tốn lưu lượng dịng propan
Để xác định mức độ làm lạnh giữa các giai đoạn cho một hệ thống với 3 giai đoạn làm lạnh, ta xác định tỷ lệ cho mỗi giai đoạn r:
[4, tr. 14-5] Áp suất đầu vào máy nén cấp 2 là: Ps2 = Ps.r = 14,5 . 2,4 ≈ 34 psia Áp suất đầu vào máy nén cấp 3 là: Ps3 = Ps2.r = 34 . 2,4 ≈ 82 psia
Áp suất dòng lỏng đi vào giai đoạn đầu tiên là: Pd1 = Ps2 + Δ2 = 34 + 2 = 36 psia Áp suất dòng lỏng đi vào giai đoạn thứ hai là: Pd2 = Ps3 + Δ2 = 82 + 2 = 84 psia Áp suất dòng lỏng đi vào giai đoạn thứ ba là: Pd3 = Pd - Δ3 = 200 - 10 = 190 psia Từ các giá trị áp suất tìm được và thành phần pha, dựa vào giản đồ pha P-H của propan, ta xác định được các giá trị entanpy của dịng mơi chất propan tại các vị trí khác nhau trong chu trình:
Dịng khí vào tháp tách thứ nhất với áp suất P = Ps + Δ1 = 16 psia và thành phần pha hơi bằng V 1, ta xác định được entanpy hVB1 = -1058 Btu/lb, dòng lỏng đi vào
giai đoạn làm lạnh đầu tiên với P 36 psia và V 0, ta xác định được hLA1 = -1220 Btu/lb.
Áp dụng cơng thức 5.2, lưu lượng khối của dịng môi chất vào giai đoạn đầu tiên là: m1 = 255.106
-1058+1220 = 1.574.046 (lb/h)
Dịng khí vào tháp tách thứ 2 với P = 36 psia và V 1, ta xác định được entanpy hVB2 = -1047 Btu/lb, dòng lỏng đi vào giai đoạn làm lạnh thứ 2 với P = 84 psia và V 0, ta xác định được hLA2 = -1192 Btu/lb.
Áp dụng cơng thức 5.2, lưu lượng khối của dịng mơi chất vào giai đoạn thứ 2 là: m2 = 111.106
-1047+1192 = 764.604 (lb/h)
Dịng khí vào tháp tách thứ 3 với P 84 psia và V 1, ta xác định được entanpy hVB3 = -1033 Btu/lb, dòng lỏng đi vào giai đoạn làm lạnh thứ 2 với P = 190 psia và V 0, ta xác định được hLA3 = -1154 Btu/lb.
Áp dụng công thức 5.2, lưu lượng khối của dịng mơi chất vào giai đoạn thứ 3 là: m3 = 78.106
-1033+1154 = 641.382,58 (lb/h)
Hình 5.3. Mơ hình dịng vào-ra tháp tách thứ 2 và 3
Từ sơ đồ hình 5.3, ta có:
Đối với tháp tách thứ 2: mb1.hLA2 + m2.hVB2 = (mb1 + m2 – m1).hVB2 + m1.hLA1 mb1 m2.hVB2-m1.hLA1+(m1- m2).hVB2
hVB2 - hLA2 1.877.999,25 lb/h Tương tự đối với tháp tách thứ 3:
Ngành Cơng nghệ kỹ thuật Hóa học 92 Khoa Hóa học và Cơng nghệ thực phẩm
mb2 m3.hVB3 - (m2+mb1h).hLA2 + (m2 + mb1- m3).hVB3
VB3 - hLA3 3.472.511,53 lb/h
Tổng lưu lượng dòng propan là: mT = m3 + mb2 = 4.113.894 lb/h 5.2.2. Tính tốn năng lượng cho chu trình propan
Dịng khí đầu vào của máy nén cấp 1 có P = 14,5 psia, V = 1 entapy = -1059 Btu/h và dịng khí đầu ra có P = 34 psia, V = 1 entanpy = -1048 Btu/h.
Δh1 = -1048 – (-1059) = 11
Áp dụng cơng thức 5.5, ta có cơng suất của máy nén cấp 1 là: GHP1 m1. Δh1
0,75. 2544,4 9.073,26 hp
Áp dụng công thức 5.4, entanpy của dòng sau khi qua máy nén cấp 1 là:
hv1d =
+ (-1059) = -1044,33 Btu/h
Giá trị entanpy của dịng khí trước khi vào máy nén cấp 2 là :
hv2s = hv1d m1+(mb1+m2-m1).hVB2
mb1+ m2 = -1045,41 Btu/h
Dịng khí đầu ra của máy nén cấp 2 có P = 82 psia, V = 1 entanpy = -1034
Btu/h.
Δh2 = -1034 – (-1045,41) = 11,41
Áp dụng cơng thức 5.5, ta có cơng suất của máy nén cấp 2 là:
15.802,75 hp
Áp dụng công thức 5.4, entanpy của dòng sau khi qua máy nén cấp 2 là:
hv2d =
+ (-1045,41) = -1030,20 Btu/h
Giá trị entanpy của dịng khí trước khi vào máy nén cấp 3 là :
hv3s = ( - - )
= -1031,20 Btu/h
Dịng khí đầu ra của máy nén cấp 3 có P = 200 psia, V = 1 entanpy = -1019
Δh3 = -1019 – (-1031,20) = 12,20
Áp dụng cơng thức 5.5, ta có cơng suất của máy nén cấp 3 là: GHP mT. Δh3
0,75. 2544,4 26.298,27 hp
Áp dụng cơng thức 5.4, entanpy của dịng sau khi qua máy nén cấp 3 là:
hv3d =
+ (-1031,20) = -1014,93 Btu/h
Tổng cơng suất máy nén trong chu trình propan 3 giai đoạn là:
GHPT = GHP1 + GHP2 + GHP3 = 51.174,28 hp ≈ 130.207.839,07 Btu/h Áp dụng cơng thức 5.6, tổng nhiệt lượng cần cho q trình ngưng tụ propan là:
Qcd = (hv3d – hLA3).mT = 572.104.035,06 Btu/h
Qua q trình tính tốn, ta thu được kết quả về các thơng số của chu trình propan cho mơ hình cơng nghệ:
Bảng 5.1. Các thơng số của chu trình propan đã tính tốn
Thơng số Kết quả tính tốn
Tổng lưu lượng dịng propan
(tấn/h) 1.866,03
Tổng công suất máy nén
(MMBtu/h) 130,21
Nhiệt lượng cần cho condenser
(MMBtu/h) 572,10
Năng lượng tiêu tốn để sản xuất 1 kg LNG
(kWh/kg LNG)* 0,15
* - Tổng năng lượng cho chu trình propan bao gồm năng lượng cho máy nén và điện năng chạy máy bơm nước làm mát propan (~1/10 nhiệt lượng cần cho condenser)
Ngành Công nghệ kỹ thuật Hóa học 94 Khoa Hóa học và Cơng nghệ thực phẩm
CHƯƠNG VI KẾT LUẬN
1. Nghiên cứu đã đề xuất phương án vận chuyển khí tự nhiên từ miền Trung vào miền Nam bằng cách sản xuất LNG để giải quyết vấn đề cấp thiết hiện nay:
- Tại Đông Nam Bộ: nguồn cung khí khơng đủ để phục vụ cho nhu cầu tiêu thụ của thị trường và phải tìm kiếm nguồn khí bổ sung.
- Tại miền Trung: vẫn chưa có kế hoạch sử dụng hiệu quả nguồn khí dồi dào được khai thác tại đây.
2. Nghiên cứu đã đưa ra được các tiêu chí đánh giá cơng nghệ làm cơ sở lựa chọn phương án công nghệ sản xuất LNG phù hợp với nguồn khí nguyên liệu tại miền Trung:
- Tách CO2: Sử dụng công nghệ màng kết hợp với công nghệ amine
- Tách H2O: Sử dụng phương pháp hấp phụ bằng Zeolite
- Sản xuất LNG: Sử dụng công nghệ C3MR của nhà bản quyền APCI
3. Trên cơ sở các phương án công nghệ được lựa chọn, nghiên cứu đã xây dựng được mơ hình mơ phỏng nhà máy sản xuất LNG với cơng suất 3 triệu tấn/năm từ 4,8 tỷ m3/năm khí miền Trung (chỉ tính lượng hydrocarbon).
4. Kết quả tính tốn chu trình làm lạnh ngoài bằng propan cho thấy cần sử dụng lượng môi chất propan lỏng là 1.866,03 tấn/h, tổng công suất của máy nén là 130,21 MMBtu/h và tổng năng lượng cần tiêu tốn cho quá trình ngưng tụ propan là 572,10 MMBtu/h.
5. Kết quả tính tốn mơ hình kinh tế sơ bộ nhà máy sản xuất LNG 3 triệu tấn/năm có tổng mức đầu tư là 3 tỷ USD, chi phí hóa lỏng khí là 5,86 USD/MMBtu, dự án hoàn vốn sau 14 năm. Chi phí vận chuyển LNG từ miền Trung vào miền Nam, chi
phí qua kho LNG Thị Vải và chi phí vận chuyển khí từ kho Thị Vải đến GDC Phú Mỹ lần lượt là 0,56 USD/MMBtu và 1,37 USD/MMBtu và 0,1 USD/MMBtu. Như vậy, tổng chi phí phân phối khí miền Trung vào miền Nam theo phương án sản xuất LNG là 7,89 USD/MMBtu.
6. Trên cơ sở kết quả nghiên cứu có thể so sánh với các phương án khác vận chuyển khí từ miền Trung vào miền Nam như sản xuất CNG, làm đường ống,…Từ đó lựa chọn phương án sử dụng khí miền Trung có hiệu quả kinh tế cao nhất.
Ngành Cơng nghệ kỹ thuật Hóa học 96 Khoa Hóa học và Công nghệ thực phẩm
DANH MỤC TÀI LIỆU THAM KHẢO
[1] Nguyễn Thị Minh Hiền (2010). Công nghệ chế biến khí tự nhiên và khí đồng hành, Nhà Xuất Bản Khoa Học Và Kỹ Thuật, Hà Nội.
[2] Đánh giá, xếp hạng các dự án chế biến sâu khí (06/2013). Viện Dầu Khí Việt Nam, TP.HCM.
[3] Thơng tin tổng hợp từ Ban khí PVN, 2012.
[4] Gas Processors Suppliers Association (2004). Engineering data book FPS version –
Volumes I & II, Gas Processors Association, Tulsa – Oklahoma.
[5] Aspen Tech (2003). Hysys Manual - Acid Gas Sweetening with DEA, Aspen Tech. [6] Sultan Seif Pwaga (2011). Sensitivity Analysis of Proposed LNG liquefaction
Processes for LNG FPS, Norwegian University of Science and Technology,
Norway.
[7] Chris Spilsbury, Dr. Yu-Nan Liu (2006). Evolution of Liquefaction Technology for
today’s LNG business, Air Product and Chemicals, Inc.
[8] Dr. Justin Bukowski (2011). Innovations in natural gas liquefaction technology for
future LNG plants and floating lng facilities, Air Product and Chemicals, Inc.
[9] Dr. Justin Bukowski. Natural gas liquefaction technology for floating LNG facilities, Air Product and Chemicals, Inc.
[10] Dr. Mark Pillarella, Dr. Yu-Nan Liu. The C3MR liquefaction cycle:Versatility for
a fast growing, Ever changing LNG industry, Air Product and Chemicals, Inc.
[11] Howard S. Meyer, Dr. Michael Henson. Methane selective membranes for
nitrogen removal from low quality natural gas –high permeation is not enough,
University of Massachusetts Amherst.
[12] International Gas Union (2011). World LNG Report 2011, IGU.
[13] Jame C. Bronfenbrenner. Review the process technology options available for the liquefied natural gas, Air Product and Chemicals, Inc.
[14] Kaaeid A. Lokhandwala, Matt Ringer. Nitrogen removal from natural gas using membranes, Membrane Technology and Research, Inc.
[15] Luis Castillo, Rosa Nadales (2010). Technology selection for liquefied natural gas
(LNG) on baseload plants, AVPG International Gas Conventions.
[16] Mark J. Roberts, Dr. Yu-Nan Liu. Reducing LNG capital cost in today’s competitive environment, Air Product and Chemicals, Inc.
[17] Michael Barclay. Enhanced single mixed refrigerant process for stranded gas
liquefaction, Air Product and Chemicals, Inc.
[18] Phillips Petroleum Company (1996). The phillips optimized cascade LNG process
a quarter century of improvements, Phillips Petroleum Company.
[19] Tom Cnop (2007). Continued development of gas separation membranes for highly sour service, UOP LLC.
[20] LNG 101: Role of LNG in World Energy Supply, http://www.alaskajournal.com/Alaska-Journal-of-Commerce/November-Issue-4- 2013/LNG-101-Role-of-LNG-in-World-Energy-Supply/ [21] Физико-химические свойства СПГ, http://dolgikh.com/index/0-32 [22] Сжиженный природный газ, http://ru.wikipedia.org/wiki/Сжиженный_природный_газ [23] Brief History of LNG, http://www.beg.utexas.edu/energyecon/lng/LNG_introduction_06.php