Thành phần pha hơi 0,000 Nhiệt độ [o C] -155,80 Áp suất [bar] 26,18 Lưu lượng [Nm3 /ngày] 9.305.432,15
* Dòng MR đã đủ điều kiện để để làm lạnh và bắt đầu quay trở lại làm lạnh ở giai đoạn thứ 3 cho khí tự nhiên cũng như các dịng MR nóng (Dịng 29):
Bảng 3.55. Tính chất TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ Thành phần pha hơi 0,156 Nhiệt độ [o C] -169,20 Áp suất [bar] 2,60 Lưu lượng [Nm3 /ngày] 9.305.432,15
* Dòng MR làm lạnh cho giai đoạn thứ 2 (Dịng 27):
Bảng 3.56. Tính chất
TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ
Thành phần pha hơi 0,541 Nhiệt độ [oC] -142,75
Áp suất [bar] 2,30
Lưu lượng [Nm3/ngày] 24.661.423,62
* Dòng MR làm lạnh cho giai đoạn đầu tiên (Dòng 20):
Bảng 3.57. Tính chất TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ Thành phần pha hơi 0,691 Nhiệt độ [o C] -102,68 Áp suất [bar] 2,00 Lưu lượng [Nm3 /ngày] 34.915.246,30
Ngành Cơng nghệ kỹ thuật Hóa học 70 Khoa Hóa học và Cơng nghệ thực phẩm
* Dòng MR sau khi làm lạnh và ra khỏi thiết bị trao đổi nhiệt để qua hệ thống máy nén (Dịng 9): Bảng 3.58. Tính chất TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ Thành phần pha hơi 1,000 Nhiệt độ [o C] -48,17 Áp suất [bar] 1,70 Lưu lượng [Nm3 /ngày] 34.915.246,30
* Dịng bổ sung dung mơi làm lạnh hỗn hợp(MR Makeup):
Bảng 3.59. Tính chất Bảng 3.60. Thành phần
TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ CẤU TỬ PHẦN MOL
Thành phần pha hơi 1,000 Nitrogen 0,0846
Nhiệt độ [oC] -48,15 Methane 0,5054
Áp suất [bar] 1,70 Ethane 0,3384
Lưu lượng [Nm3/ngày] 0,00 Propane 0,0717
* Máy nén cấp 1 để nén dịng MR (MR-Comp1):
Bảng 3.61. Thơng số cơng nghệ
Công suất máy nén [hp] 78.564,42 Năng lượng tiêu tốn [Btu/h] 199.901.962,92 Hiệu suất đoạn nhiệt [%] 75,00 Áp suất đầu vào [bar] 1,70 Áp suất đầu ra [bar] 5,50
* Máy nén cấp 2 để nén dịng MR (MR-Comp2):
Bảng 3.62. Thơng số công nghệ
Công suất máy nén [hp] 142.672,66 Năng lượng tiêu tốn [Btu/h] 363.021.154,31
Hiệu suất đoạn nhiệt [%] 75,00 Áp suất đầu vào [bar] 5,30 Áp suất đầu ra [bar] 26,00 3.2.4. Hệ thống xử lý các sản phẩm:
Hệ thống này cũng khơng kém phần quan trọng, nó được sử dụng để tinh chế một số sản phẩm từ các hệ thống khác.
a) Hệ thống tách Nitơ khỏi sản phẩm lỏng LNG:
* Sản phẩm LNG thương phẩm sau khi tách N2 (LNG Products):
Bảng 3.63. Tính chất Bảng 3.64. Thành phần
TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ CẤU TỬ PHẦN MOL
Thành phần pha hơi 0,000 Nitrogen 0,0542
Nhiệt độ [o
C] -168,87 CO2 0,0000
Áp suất [bar] 1,50 Methane 0,9133
Lưu lượng [Nm3 /ngày] 11.280.549,68 Ethane 0,0196 Propane 0,0073 i-Butane 0,0017 n-Butane 0,0019 C5+ 0,0020 H2O 0,0000
* Dịng khí giàu N2(N2 Rich Gas):
Bảng 3.65. Tính chất Bảng 3.66. Thành phần
TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ CẤU TỬ PHẦN MOL
Thành phần pha hơi 1,000 Nitrogen 0,6638
Nhiệt độ [oC] -168,87 CO2 0,0000
Áp suất [bar] 1,50 Methane 0,3362
Lưu lượng [Nm3/ngày] 1.805.611,08 Ethane 0,0000 Propane 0,0000 i-Butane 0,0000
Ngành Công nghệ kỹ thuật Hóa học 72 Khoa Hóa học và Cơng nghệ thực phẩm
n-Butane 0,0000
C5+ 0,0000
H2O 0,0000
b) Hệ thống thu hồi metan từ dịng khí giàu Nitơ:
* Dịng khí Nitơ sau khi thu hồi lượng metan (Dịng N2):
Bảng 3.67. Tính chất Bảng 3.68. Thành phần
TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ CẤU TỬ PHẦN MOL
Thành phần pha hơi 1,000 Nitrogen 0,9180
Nhiệt độ [o
C] 37,00 CO2 0,0000
Áp suất [bar] 12,00 Methane 0,0820
Lưu lượng [Nm3/ngày] 1.109.832,29 Ethane 0,0000 Propane 0,0000 i-Butane 0,0000 n-Butane 0,0000
C5+ 0,0000
H2O 0,0000
* Dòng Metan được thu hồi từ dòng giàu Nitơ (Dòng C1):
Bảng 3.69. Tính chất Bảng 3.70. Thành phần
TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ CẤU TỬ PHẦN MOL
Thành phần pha hơi 1,000 Nitrogen 0,2584
Nhiệt độ [oC] 30,00 CO2 0,0000
Áp suất [bar] 2,00 Methane 0,7416
Lưu lượng [Nm3/ngày] 695.778,80 Ethane 0,0000 Propane 0,0000 i-Butane 0,0000 n-Butane 0,0000
C5+ 0,0000
c) Hệ thống chưng cất sản phẩm lỏng:
Hệ thống này sử dụng một tháp chưng cất để tiến hành chưng tách các hydrocacbon C4- ra khỏi các sản phẩm lỏng được tách ra từ quá trình trước.
* Tháp DeButhane:
Bảng 3.71. Thông số cơng nghệ
THƠNG SỐ GIÁ TRỊ
Lưu lượng dòng vào [Nm3
/ngày] 109.513,39
Áp suất đỉnh tháp[bar] 3,80
Áp suất đáy tháp [bar] 4,20
Số đĩa 32,00
Nhiệt độ đỉnh tháp [o
C] 37,88
Nhiệt độ đáy tháp [oC] 173,40 Hàm lượng Butan ở đáy [% mol] 0,005 Năng lượng Reboiler tiêu tốn [Btu/h] 6.191.563,39
* Dòng nạp liệu vào đỉnh tháp (To DeButhane):
Bảng 3.72. Tính chất Bảng 3.73. Thành phần
TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ CẤU TỬ PHẦN MOL
Thành phần pha hơi 0,258 Nitrogen 0,0075
Nhiệt độ [oC] 30,88 CO2 0,0834
Áp suất [bar] 4,00 Methane 0,1467
Lưu lượng [Nm3/ngày] 109.513,39 Ethane 0,0161 Propane 0,0222 i-Butane 0,0133 n-Butane 0,0227
C5+ 0,6883
Ngành Công nghệ kỹ thuật Hóa học 74 Khoa Hóa học và Cơng nghệ thực phẩm
* Dòng đỉnh tháp DeButhane (Dịng Top):
Bảng 3.74. Tính chất Bảng 3.75. Thành phần
TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ CẤU TỬ PHẦN MOL
Thành phần pha hơi 1,000 Nitrogen 0,0235 Nhiệt độ [o
C] 37,84 CO2 0,2602
Áp suất [bar] 3,80 Methane 0,4578
Lưu lượng [Nm3 /ngày] 35.086,70 Ethane 0,0502 Propane 0,0692 i-Butane 0,0414 n-Butane 0,0601 C5+ 0,0376 H2O 0,0000
* Dòng đáy tháp DeButhane (Dòng Condensat):
Bảng 3.76. Tính chất Bảng 3.77. Thành phần
TÍNH CHẤT GIÁ TRỊ CẤU TỬ PHẦN MOL
Thành phần pha hơi 0,000 Nitrogen 0,0000
Nhiệt độ [oC] 173,68 CO2 0,0000
Áp suất [bar] 4,20 Methane 0,0000
Lưu lượng [Nm3/ngày] 74.426,69 Ethane 0,0000 Propane 0,0000 i-Butane 0,0000 n-Butane 0,0050
C5+ 0,9950
3.3. Thuyết minh mơ hình cơng nghệ nhà máy LNG
* Cụm xử lý sơ bộ khí nguyên liệu:
Tách lỏng:
Đầu tiên, dịng khí tự nhiên được đưa vào cụm xử lý sơ bộ khí đầu vào, tại đây nó được đưa qua hệ thống tách lỏng. Lượng lỏng ở đây chủ yếu chứa các hydrocacbon C5+
và một phần hydrocacbon nhẹ bị lôi cuốn theo. Dòng lỏng này sẽ được đưa qua hệ thống xử lý sản phẩm phụ để thu hồi sản phẩm lỏng có giá trị kinh tế. Dịng khí tự nhiên sau khi đã được tách lỏng sẽ được đưa đi xử lý khí axit. Do trong dịng khí chứa hàm lượng khí axit khá cao (30,70% CO2), nên muốn làm sạch khí axit đến mức tinh mà chi phí thấp thì ta sẽ sử dụng cơng nghệ hybrid kết hợp giữa công nghệ màng và công nghệ Amine để có được kết quả như mong muốn.
Hệ thống loại CO2 bằng công nghệ Hybrid:
Tại hệ thống màng tách CO2, dịng khí tự nhiên có nhiệt độ 38oC, áp suất 47 bar được đi vào với lưu lượng 23,00 triệu m3
/ngày. Lượng lớn khí CO2 đi qua màng và được đưa ra ngồi(được mơ phỏng như sơ đồ 3.2). Các phân tử khí hydrocacbon khơng qua màng đi ra với áp suất 40 bar và tiếp tục vào hệ thống làm sạch khí axit bằng Amine.
Tại hệ thống làm sạch khí axit bằng amine(sơ đồ 3.3), khí tự nhiên sau khi đã được loại sơ bộ CO2 bằng màng sẽ tiếp tục quá trình của mình là làm sạch tinh khí axit nhờ DEA. Khí tự nhiên sau khi ra khỏi hệ thống màng sẽ được nạp vào đĩa dưới cùng của tháp hấp thụ DEA. Tại đây, dung dịch DEA có nhiệt độ 35oC và áp suất 39,65 bar từ trên đi xuống tiếp xúc với dịng khí tự nhiên từ dưới đi lên sẽ xảy ra phản ứng giữa DEA và CO2, lượng CO2 cịn lại trong khí tự nhiên sẽ chỉ ở mức ppm.
- Sau q trình hấp thụ thì ngồi CO2, một lượng hydrocacbon cũng bị DEA hấp thụ gây ra mất mát hydrocacbon, do đó để thu hồi lại lượng hydrocacbon đã bị
Ngành Cơng nghệ kỹ thuật Hóa học 76 Khoa Hóa học và Cơng nghệ thực phẩm
DEA hấp thụ thì dịng Amine sau đó sẽ được giảm áp từ 40 bar xuống 3 bar nhờ van VLV-100 và đưa qua tháp tách khí để thu hồi lại lượng khí tự nhiên bị mất. Dịng khí nhẹ được thu hồi làm khí nhiên liệu.
- Tiếp tục quá trình giải hấp của mình, dịng DEA đã hấp thụ được đưa qua thiết bị trao đổi nhiệt E-100 để nâng nhiệt độ lên 99,33oC rồi đi vào đĩa trên cùng của tháp giải hấp. Tại tháp giải hấp, dung dịch DEA được giải hấp bằng cách tăng nhiệt độ khi chảy qua từng đĩa, khí axit sẽ được tách ra và đi ra ở đỉnh tháp, còn dung dịch DEA đã được giải hấp sẽ đi ra ở đáy tháp và qua thiết bị trao đổi nhiệt nhằm giảm nhiệt độ của nó đồng thời tận dụng được lượng nhiệt để gia nhiệt cho dòng đi vào tháp.
- Lượng dung dịch DEA đã được giải hấp sẽ thấp hơn so với lượng dung dịch cần cho quá trình hấp thụ vì sau quá trình hấp thụ, một lượng nhỏ dung dịch DEA bị lôi cuốn theo dịng khí tự nhiên đã được loại bỏ khí axit gây nên sự hao hụt dung dịch DEA so với ban đầu, do đó nó cần được bổ sung thêm. Tại thiết bị trộn, dung dịch DEA đã giải hấp được trộn với dung dịch DEA bổ sung rồi qua thiết bị làm lạnh để giảm nhiệt độ xuống 33,65oC, sau đó được bơm P-100 bơm tuần hoàn trở lại tháp hấp thụ để tiếp tục chu trình.
Hệ thống làm khơ khí:
Sau q trình hấp thụ, dịng khí tự nhiên đã làm ngọt sẽ bão hịa hơi nước, do đó nó cần được làm khơ trước khi vào hệ thống làm lạnh để tránh các sự cố có thể xảy ra. Lượng nước tách ra được thải ra ngồi, cịn dịng khí tự nhiên đã đạt u cầu của khí nguyên liệu sản xuất LNG sẽ bắt đầu q trình hóa lỏng. Ra khỏi hệ thống, dịng khí tự nhiên có nhiệt độ khoảng 40oC và áp suất 50 bar sẽ được thiết bị chia dòng TEE-100 để tách ra một lượng sử dụng làm khí nhiên liệu, cung cấp năng lượng cho hoạt động của nhà máy.
* Cụm hóa lỏng khí tự nhiên:
Dịng khí tự nhiên sau khi qua các hệ thống xử lý khí đầu vào sẽ bắt đầu tiến hành quá trình làm lạnh và hóa lỏng.
Hệ thống làm lạnh bằng Propan (Sơ đồ 3.4):
Trước khi vào chu trình Propan, khí tự nhiên được qua thiết bị trao đổi nhiệt E- 101 để trao đổi nhiệt với dòng khí giàu nitơ nhằm tận dụng nhiệt lạnh của nitơ để giảm nhiệt độ xuống 29,75oC. Tiếp tục q trình, khí tự nhiên đi vào thiết bị trao đổi nhiệt của chu trình làm lạnh bằng Propan lỏng. Để tăng hiệu suất làm lạnh, quá trình trao đổi nhiệt giữa Propan và khí tự nhiên được chia thành 3 giai đoạn.
- Giai đoạn 1: Khí tự nhiên được Propan lỏng lấy đi 1 phần nhiệt lượng để hạ nhiệt độ của dịng khí xuống 4,85oC.
- Giai đoạn 2: Khí tự nhiên tiếp tục trao đổi nhiệt với Propan, nhiệt độ của nó được hạ xuống -15,15o
C. Qua quá trình trao đổi nhiệt ở giai đoạn này, một phần lỏng được tạo thành, và phần lỏng này sẽ được tách ra nhằm thu hồi lượng các sản phẩm nặng có giá trị cao (condensate).
- Giai đoạn 3: Ở giai đoạn này, khí tự nhiên tiếp tục được làm lạnh xuống khoảng -35,15oC, kết thúc quá trình làm lạnh sơ bộ.
Bên cạnh việc trao đổi nhiêt để hạ nhiệt của khí tự nhiên, propan lỏng còn trao đổi nhiệt với chất làm lạnh tổ hợp trong cùng một thiết bị trao đổi nhiệt, việc làm này giúp tận dụng tối đa công suất làm lạnh của thiết bị và khả năng làm lạnh của Propan lỏng. Quá trình làm lạnh cho MR cũng được diễn ra qua 3 giai đoạn tương tự như khí tự nhiên. Sau khi hấp thụ nhiệt lượng của khí tự nhiên và MR, nhiệt độ của propan tăng lên và propan chuyển từ trạng thái lỏng sang trạng thái khí. Do đó, để tuần hồn trở lại chu trình làm lạnh, propan cần được giảm nhiệt độ và hóa lỏng trở lại bằng cách nén, làm mát và giản nở.
Ngành Công nghệ kỹ thuật Hóa học 78 Khoa Hóa học và Cơng nghệ thực phẩm
Hệ thống làm lạnh và hóa lỏng khí tự nhiên bằng MR(Sơ đồ 3.5): Tuy được hạ nhiệt độ xuống -35,15o
C nhờ propan, nhưng để hóa lỏng hồn tồn thì khí tự nhiên cần hạ nhiệt độ xuống dưới -162oC ở áp suất khí quyển. Do vậy khí tự nhiên sẽ tiếp tục được làm lạnh sâu nhờ chu trình làm lạnh bằng chất làm lạnh tổ hợp MR.
Sau khi ra khỏi hệ thống làm lạnh bằng propan, khí tự nhiên đi qua thiết bị trao đổi nhiệt với dòng giàu nitơ được tách ra từ sản phẩm lỏng LNG nhằm tận dụng nhiệt lạnh của nitơ và giảm chi phí sử dụng MR. Sau đó, nó vào thiết bị trao đổi nhiệt của hệ thống làm lạnh bằng MR. Trong thiết bị này, nó được trao đổi nhiệt gián tiếp với MR qua 3 giai đoạn:
- Giai đoạn 1: Khí tự nhiên đi vào thiết bị trao đổi nhiệt với nhiệt độ -35,15oC ở áp suất 49,1 bar. Ở giai đoạn này, khí tự nhiên được dòng MR lấy đi một phần nhiệt lượng và hạ nhiệt độ xuống -87,15oC, tổn thất áp suất qua giai đoạn này là 2 bar. Tại thời điểm này, khoảng 40% khí đã được ngưng tụ thành lỏng.
- Giai đoạn 2: Khí tự nhiên tiếp tục di chuyển và được MR làm lạnh xuống -113,7oC với áp suất bị giảm xuống còn 45,1 bar.
- Giai đoạn 3: Đây là giai đoạn cuối cùng để làm lạnh khí tự nhiên xuống nhiệt độ cần thiết. Sau giai đoạn này, nhiệt độ của khí tự nhiên được hạ xuống -155,8o
C ở 43,1 bar. Kết thúc giai đoạn này, tồn bộ khí tự nhiên đã được hóa lỏng, nhưng sản phẩm LNG chưa đạt yêu cầu kỹ thuật là nhiệt độ dưới -162oC ở áp suất khí quyển. Do đó, nó sẽ được qua van giảm áp VLV-103 để giảm áp suất xuống áp suất khí quyển.
Cuối cùng, sản phẩm LNG sau khi qua van có nhiệt độ -168,3oC và áp suất 1,5 bar. Sản lượng LNG thương phẩm ta thu được là 11.280.549,68 Nm3/ngày ≈ 3 triệu tấn/năm. Đối với dịng mơi chất MR, sau khi được Propan làm lạnh xuống -35,15oC thì một phần khí sẽ bị chuyển thành lỏng. Lượng lỏng này sẽ được tách ra khỏi khí nhờ tháp tách V-103. Dịng khí (14) và dịng lỏng (15) sẽ vào thiết bị trao đổi nhiệt, cùng
với khí tự nhiên được chính dịng MR của nó làm lạnh xuống -87,15oC. Càng làm lạnh thì càng xuất hiện nhiều lỏng, dịng khí đã được làm lạnh (16) xuất hiện khoảng 70% lỏng sẽ qua tháp tách V-104 để tách phần lỏng ra. Dịng khí (21) và dòng lỏng (22) sẽ tiếp tục di chuyển qua giai đoạn làm lạnh thứ 2 để cùng với khí tự nhiên làm lạnh xuống -113,7oC. Tiếp tục q trình, dịng khí đã được làm lạnh (23) sẽ tiếp tục di chuyển với khí tự nhiên qua giai đoạn làm lạnh thứ 3. Sau giai đoạn thứ 3, thu được dịng MR (28) có nhiệt độ -155,8oC và áp suất còn lại sau khi qua các giai đoạn trao đổi nhiệt làm lạnh là 26,18bar, tại thời điểm này, dịng 28 là lỏng hồn tồn được qua van giảm áp để giảm nhiệt độ xuống -169,2oC. Dòng MR (29) thu được này sẽ quay trở lại để làm lạnh cho các dịng nóng. Đầu tiên, nó quay lại làm lạnh cho giai đoạn thứ 3 và nhiệt độ của nó tăng lên -137,1oC. Sau đó, nó được trộn với dịng lỏng đã được làm lạnh và giảm áp (26) ở giai đoạn thứ 2 quay trở lại làm lạnh cho giai đoạn thứ 2. Sau khi làm lạnh cho giai đoạn thứ 2, nhiệt độ của nó tăng lên -107,5oC. Do nhiệt độ của nó đã tăng lên, nên nó được trộn với dịng lỏng đã được làm lạnh và giảm áp (19) ở giai đoạn thứ nhất quay trở lại làm lạnh cho giai đoạn thứ nhất (giai đoạn làm lạnh đầu vào). Kết quả, nhiệt độ của nó tăng lên -48,16oC nên nó được đưa qua hệ thống tuần hồn để được tuần hồn lại chu trình mới
* Cụm xử lý sản phẩm lỏng:
Hệ thống tách khí nitơ khỏi sản phẩm lỏng và thu hồi metan:
Sau q trình hóa lỏng khí tự nhiên, vẫn cịn một lượng khí khơng ngưng tụ với thành phần chủ yếu là nitơ. Lượng khí này được tách ra nhờ tháp tách V-105, sản phẩm LNG thương phẩm thu được sẽ chuyển vào bồn chứa hoặc bơm lên tàu vận chuyển LNG. Phần khí có hàm lượng Nitơ cao kéo theo một lượng khơng nhỏ khí Metan, nên cần phải được xử lý trước khi thải ra hoặc tận dụng cho công việc khác. Các phương án