Tính toán chu trình propan

Hệ thống làm lạnh bằng propan sử dụng để tính toán cho quá trình mô phỏng là một hệ thống với 3 giai đoạn làm lạnh. Mô hình được thể hiện như hình 5.2:

Hình 5.2. Mô hình hệ thống làm lạnh với ba giai đoạn

Ta có áp suất đầu vào máy nén cấp 1 là P_s = 14,5 psia, áp suất đầu ra máy nén cấp 3 là P_d = 200 psia, số bậc nén là n = 3, chênh áp của dòng 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

Δ₃ = 10 psia, tổng nhiệt lượng trao đổi với khí tự nhiên là Q_T = 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 toán lưu lượng dòng 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: P_s2 = P_s.r = 14,5 . 2,4 ≈ 34 psia Áp suất đầu vào máy nén cấp 3 là: P_s3 = P_s2.r = 34 . 2,4 ≈ 82 psia

Áp suất dòng lỏng đi vào giai đoạn đầu tiên là: P_d1 = P_s2 + Δ₂ = 34 + 2 = 36 psia Áp suất dòng lỏng đi vào giai đoạn thứ hai là: P_d2 = P_s3 + Δ₂ = 82 + 2 = 84 psia Áp suất dòng lỏng đi vào giai đoạn thứ ba là: P_d3 = P_d - 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 dòng môi chất propan tại các vị trí khác nhau trong chu trình:

Dòng khí vào tháp tách thứ nhất với áp suất P = P_s + Δ₁ = 16 psia và thành phần pha hơi bằng V 1, ta xác định được entanpy h_VB1 = -1058 Btu/lb, dòng lỏng đi vào

giai đoạn làm lạnh đầu tiên với P 36 psia và V 0, ta xác định được h_LA1 = -1220 Btu/lb.



-1058+1220 ^{= 1.574.046 (lb/h)}

Dòng khí vào tháp tách thứ 2 với P = 36 psia và V 1, ta xác định được entanpy h_VB2 = -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.



-1047+1192 ^{= 764.604 (lb/h)}

Dòng khí vào tháp tách thứ 3 với P 84 psia và V 1, ta xác định được entanpy h_VB3 = -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.



-1033+1154 = 641.382,58 (lb/h)

Hình 5.3. Mô hình dòng vào-ra tháp tách thứ 2 và 3

Từ sơ đồ hình 5.3, ta có:

Đối với tháp tách thứ 2: mb1.h_LA2 + m₂.h_VB2 = (m_b1 + m₂ – m₁).h_VB2 + m₁.h_LA1

 m

h_VB2-h_LA2 ^{1.877.999,25 lb/h}

 m

VB3 - h_LA3

3.472.511,53 lb/h



Dòng khí đầu vào của máy nén cấp 1 có P = 14,5 psia, V = 1  entapy = -1059 Btu/h và dòng khí đầu ra có P = 34 psia, V = 1  entanpy = -1048 Btu/h.



Áp dụng công thức 5.5, ta có công 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:

h_v1d =

+ (-1059) = -1044,33 Btu/h

Giá trị entanpy của dòng khí trước khi vào máy nén cấp 2 là :

h_v2s = h_v1dm₁+(m_b1+m₂-m1).h_VB2

m_b1+ m₂

= -1045,41 Btu/h

Dòng khí đầu ra của máy nén cấp 2 có P = 82 psia, V = 1  entanpy = -1034 Btu/h.



Áp dụng công thức 5.5, ta có công 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:

h_v2d =

+ (-1045,41) = -1030,20 Btu/h

Giá trị entanpy của dòng khí trước khi vào máy nén cấp 3 là :

h_v3s = ( - - )

= -1031,20 Btu/h

Dòng khí đầu ra của máy nén cấp 3 có P = 200 psia, V = 1  entanpy = -1019 Btu/h.



Áp dụng công thức 5.5, ta có công suất của máy nén cấp 3 là: GHP ^mT. Δh₃

0,75. 2544,4 26.298,27 hp

Áp dụng công thức 5.4, entanpy của dòng sau khi qua máy nén cấp 3 là:

h_v3d =

^{+ (-1031,20) = -1014,93 Btu/h}

Tổng công suất máy nén trong chu trình propan 3 giai đoạn là:

GHP_T = GHP₁ + GHP₂ + GHP₃ = 51.174,28 hp ≈ 130.207.839,07 Btu/h Áp dụng công thức 5.6, tổng nhiệt lượng cần cho quá trình ngưng tụ propan là:

Q_cd = (h_v3d – h_LA3).m_T = 572.104.035,06 Btu/h

Qua quá trình tính toán, ta thu được kết quả về các thông số của chu trình propan cho mô hình công nghệ:

Bảng 5.1. Các thông số của chu trình propan đã tính toán

Thông số Kết quả tính toán

Tổng lưu lượng dòng 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)

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 không 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 công 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 mô hình mô phỏng nhà máy sản xuất LNG với công suất 3 triệu tấn/năm từ 4,8 tỷ m³/năm khí miền Trung (chỉ tính lượng hydrocarbon).

4. Kết quả tính toán 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 toán mô 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.

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]Thông 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

[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