Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố

TRƯỜNG CAO ĐẲNG CÔNG NGHIỆP TUY HOÀ KHOA CÔNG NGHỆ HOÁ ------------------(((((------------------ BÀI TIỂU LUẬN Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố
GVHD : Lê Thị Kim Huyền SVTH : Nhóm 3 Danh sách thành viên nhóm 3 Lớp CĐHN32B STT  Họ và tên  Mã số sinh viên   1  Dương Văn Dũng  0915512081   2  Nguyễn Thị My  0915512101   3  Lê Thị Thương  0915512126   4  Phạm Ngọc Đồng  0915512080   5  Lê Văn Công  0915512074   6  Huỳnh Đảo  0915512077   PHỤC LỤC LỜI MỞ ĐẦU 4 PHẦN 1. GIỚI THIỆU CHUNG VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ DINH CỐ 5 1.1. Vị trí: 5 1.2. Mục đích chính của nhà máy: 5 1.3. Các nguồn cung cấp khí cho nhà máy: 5 PHẦN 2. SƠ LƯỢC VỀ NHÀ MÁY KHÍ DINH CỐ (GPP) 6 2.1. Nguyên lý vận hành 6 2.2. Các giai đoạn thiết kế nhà máy 6 2.3. Điều kiện nguyên liệu vào 7 2.4. SẢN PHẨM CỦA NHÀ MÁY 7 2.4.1. KHÍ THƯƠNG PHẨM 7 2.4.2. KHÍ HÓA LỎNG (LPG) 8 2.4.3. Các sản phẩm của condensat 10 PHẦN 3 12 3.1 Các thiết bị chính của nhà máy 12 3.1.1. Thiết bị SLUG CATCHER 12 3.1.2. Thiết bị bốc hơi V-03 13 3.1.3 Tháp tách ETHAN C-01 13 3.1.4 Thấp ổn định C-02 (stabilizer) 13 3.1.5. Tháp tách C3/C4 (C-03) 13 3.1.6. GAS STRIPPER C-04 13 3.1.7. THÁP LÀM SẠCH C-05 13 3.1.8. Hệ thống tách nước V-06 A/B 14 3.1.9. Thiết bị TURBO – EXPANDER 14 3.1.10. Máy nén khí 15 3.2. BA CHẾ ĐỘ VẬN HÀNH CỦA NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ DINH CỐ 15 3.2.1. CHẾ ĐỘ AMF 16 3.2.2. CHẾ ĐỘ MF 19 3.2.3. CHẾ ĐỘ GPP 22 3.3 CHẾ ĐỘ VẬN HÀNH HIỆN TẠI CỦA NHÀ MÁY (GPP CHUYỂN ĐỔI) 25 PHẦN 4 AN TOÀN TRONG VẬN HÀNH 29 4.1. BỘ PHẬN PHÒNG CHÁY CHỮA CHÁY 29 4.2. PHÁT HIỆN NGUY CƠ CHÁY NỔ 29 4.3. HỆ THỐNG CHỮA CHÁY 29 4.4. HỆ THỐNG CHỐNG SÉT 29 4.5. CÁC BIỆN PHÁP LÀM GIẢM Ô NHIỄM MÔI TRƯỜNG 29 KẾT LUẬN 30 LỜI MỞ ĐẦU Không riêng gì Việt Nam, hiện nay trên thế giới vấn đề năng lượng rất được quan tâm và chú trọng phát triển. Bởi năng lượng luôn được xem là huyết mạch của một quốc gia, nó tác động tích cực đến việc phát triển kinh tế cũng như quốc phòng. Việt Nam là quốc gia giàu tiềm năng về dầu khí, tuy chỉ mới bước đầu khai thác và phát triển, tiềm năng về khai thác và chế biến dầu chưa thật sự phát triển. Tuy nhiên nền công nghiệp khí Việt Nam cũng đạt được nhiều kết quả to lớn, đáp ứng được nhu cầu tiêu dùng trong nước. Hiện tại, ở Việt Nam đã hình thành nên nhiều tập đoàn dầu khí như: Vietso Petro, Petro Vietnam, Saigon Petro; các công ty dầu khí nước ngoài như: BP (vương quốc Anh), ONGC – Videsh (Ấn Độ), Conocophillips (Mỹ), JVPC – liên doanh Việt - Nhật… đã góp phần thúc đẩy đáng kể đến việc phát triển ngành dầu khí còn non trẻ ở Việt Nam. Được sự đầu tư và quan tâm đặc biệt của chính phủ Việt Nam, năng lượng nói chung và năng lượng khí nói riêng phát triển với tốc độ khá nhanh và bền vững. Tháng 10 năm 1998, nhà máy xử lý khí Dinh Cố đi vào hoạt động, đánh dấu bước phát triển vượt bật của ngành công nghiệp khí Việt Nam. Trong bài tiểu luận này, nhóm chúng tôi xin trình bày về công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố. PHẦN 1. GIỚI THIỆU CHUNG VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ DINH CỐ 1.1. Vị trí: Nhà máy chế biến khí Dinh Cố được xây dựng tại thị xã An Ngãi, huyện Long Đất, Tỉnh Bà Rịa – Vũng Tàu, cách Long Hải 6 km về phía bắc, cách điểm tiếp bờ của đường ống dẫn khí từ Bạch Hổ khoảng 10 km. Diện tích nhà máy 89.600 m2 (dài 320 m, rộng 280m). 1.2. Mục đích chính của nhà máy: Xử lý, chế biến khí đồng hành thu gom được trong quá trình khai thác dầu tại mỏ Bạch Hổ. Cung cấp khí thương phẩm làm nhiên liệu cho các nhà máy điện Bà Rịa, Phú Mỹ, và làm nhiên liệu cho các ngành công nghiệp khác. Thu hồi các sản phẩm lỏng có giá trị kinh tế cao hơn so với khí đồng hành ban đầu. Việc xây dựng nhà máy sẽ tận dụng được một lượng lớn khí đồng hành bị đốt lãng phí ở ngoài khơi và làm tăng hiệu quả kinh tế trong quá trình sử dụng nó. Hơn nữa khí đồng hành là một nguồn năng lượng sạch để sử dụng, có giá thành rẻ và được xem là nhiên liệu lý tưởng để thay thế than, củi, dầu diesel… 1.3. Các nguồn cung cấp khí cho nhà máy: Khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ (107 km) ngoài khơi bờ biển Vũng Tàu được vận chuyển qua đường ống 16” tới Long Hải và được xử lý tại nhà máy GPP Dinh Cố để thu hồi LPG và các hydrocarbon nặng hơn. Khí khô sau khi tách hydrocarbon nặng được vận chuyển tới Bà Rịa và Phú Mỹ để dùng làm nhiên liệu cho nhà máy điện. Hiện nay, do sản lượng khí từ mỏ Bạch Hổ đang giảm dần theo thời gian nên nhà máy sẽ tiếp nhận khí bổ sung từ các mỏ khác từ khu vực bể Cửu Long: Sư Tử Trắng, Rồng - Đồi Mồi, Tê Giác Trắng… PHẦN 2. SƠ LƯỢC VỀ NHÀ MÁY KHÍ DINH CỐ (GPP) 2.1. Nguyên lý vận hành Khí đồng hành được thu gom từ mỏ Bạch Hổ, được dẫn vào bờ theo đường ống 16” và được xử lý tại nhà máy khí Dinh Cố nhằm thu hồi LPG và các hydrocarbon nặng hơn. Phần khí khô được làm nguyên liệu cho nhà máy điện Phú Mỹ, Bà Rịa. Nhà máy được thiết kế với công nghệ Turbo-Expander nhằm thu hồi C3,C4, và condensate. Các sản phẩm lỏng, khí sau khi ra khỏi nhà máy được dẫn vào theo ba đường ống 6” đến kho cảng suất LPG Thị Vải cách Dinh Cố 28 km. 2.2. Các giai đoạn thiết kế nhà máy Nhằm đảm bảo cho việc vận hành nhà máy được linh động (đề phòng một số thiết bị chính gặp sự cố). Đảm bảo cho hoạt động của nhà máy được lien tục khi thực hiện bảo dưỡng sữa chữa thiết bị thiết bị không ảnh hưởng đến cấp khí cho các hộ tiêu thụ. Nhà máy được thiết kế vận hành ở 03 chế độ khác nhau. Giai đoạn AMF: bao gồm hai tháp chưng cất, ba thiết bị trao đổi nhiệt, ba bình tách để thu hồi khoảng 340 tấn condensate/ngày đêm từ 4,3 triệu m3 khí ẩm/ngày đêm. Gai đoạn này không có máy nén nào được sử dụng. Giai đoạn MF: bao gồm các thiết bị AMF và bồ sung thêm một thiết bị chưng cất, một máy nén pittông chạy khí 800 kW, ba thiết bị trao đổi nhiệt, ba bình tách để thu hồi hỗn hợp bupro khoảng 630 tấn/ngày đêm và condensate khoảng 380 tấn/ngày đêm. Giai đoạn GPP: với đầy đủ các thiết bị như thiết kế để thu hồi 540 tấn propan/ngày, 415 tấn butan/ngày đêm và 400 tấn condensate/ngày đêm. GPP bao gồm các thiết bị của MF bổ sung thêm: 1 turbo-expander 2200 kW, máy nén pittong 2 cấp chạy khí 1200 kW, 2 tháp chưng cất, các thiết bị trao đổi nhiệt, quạt làm mát và các thiết bị khác. Theo thiết kế ban đầu, nhà máy chỉ sử dụng một máy nén pittong K-01A để hồi lưu lượng khí đỉnh tháp tách etan nhằm tăng hiệu suất thu hồi sản phẩm lỏng hoặc có thể đưa ra trộn với khí khô để cung cấp cho nhà máy điện, khi phải dừng máy nén này để bảo dưỡng hoặc khi gặp sự cố, thì toàn bộ lượng khí đỉnh tháp C-01 sẽ phải bị đốt bỏ rất lãng phí và ảnh hưởng đến môi trường. Do đó nhà máy đã được lắp đặt thêm máy nén thứ 2 (K-01B) Sau khi hoàn tất chế độ GPP, tùy vào điều kiện và hoàn cảnh mà việc sử dụng các chế độ được áp dụng linh hoạt. Kể từ năm 2002, sau khi đưa vào vận hành trạm nén khí đầu vào nhà máy đã vận hành theo chế độ GPP chuyển đổi do nhà thầu Flour Daniel đánh giá và thiết kế lại. 2.3. Điều kiện nguyên liệu vào Áp suất: 109 bar Nhiệt độ: 25,60C Lưu lượng: 5,7 triệu m3 khí/ngày Hàm lượng nước: chứa nước ở điều kiện vận chuyển cấp cho nhà máy. Hàm lượng nước này sẽ được khử bằng thiết bị khử nước trước khi vào nhà máy. Bảng 2.3. Thành phần khí vào nhà máy Cấu tử  Phần mol (%)  Cấu tử  Phần mol (%)   N2  0,21  C6  0,51   CO2  0,06  C7  0,26   CH4  70,85  C8  0,18   C2  13,41  C9  0,08   C3  7,5  C10  0,03   iC4  1,65  Cyclo C5  0,05   nC4  2,37  Cyclo C6  0,04   iC5  0,68  Benzen  0,04   nC5  0,73  H2O  1,3   2.4. SẢN PHẨM CỦA NHÀ MÁY 2.4.1. KHÍ THƯƠNG PHẨM Khí thương phẩm còn gọi là khí khô. Là khí đã qua chế biến đáp ứng được tiêu chuẩn để vận chuyển bằng đường ống và thoả mãn được các yêu cầu của khách hàng. Khí khô có thành phần chủ yếu là CH4 (không nhỏ hơn 90%) và C2H4. Ngoài ra còn có lẫn các hydrocacbon nặng hơn và các khí khác như H2, N2, CO2… tùy thuộc vào điều kiện vận hành mà thành phần khí có thể thay đổi. Bảng 2.3.1a. Thành phần khí thương phẩm của nhà máy xử lý khí Dinh Cố Lưu lượng khí  5,7 triệu m3 khí/ngày   Thành phần  % mol  Thành phần  % mol   N2  0,178  iC5H12  0,0508   CO2  0,167  nC5H10  0,005   CH4  81,56  C6H14  0,016   C2H6  13,7  C7H16  0,00425   C3H8  3,35  C8+  0,00125   iC4H10  0,322  Hơi nước  0,00822   nC4H10  0,371     Bảng 2.3.1b. Các thông số kỹ thuật đặc trưng của khí khô Nhà máy điện nói chung   Áp suất tối thiểu, bar  Tuỳ theo mỗi nhà máy   Nhiệt độ  200C trên điểm sương   Nhiệt độ điểm sương  -100C   Nhiệt độ điểm sương của nước  -750C   Tổng nhiệt lượng tối đa  38,000 KJ/m3   Lượng các tạp chất  30 ppm   H2S  20 – 40 ppm   N2, He, Ar  < 2%   2.4.2. KHÍ HÓA LỎNG (LPG) Khí hoá lỏng gọi tắt là LPG, có thành phần chủ yếu là propan và butan được nén lại cho tới khi hoá lỏng (áp suất hơi bảo hòa) ở một nhiệt độ nhất định để tồn chứa và vận chuyển. Khi từ thể khí chuyển sang thể lỏng thì thể tích của nó giảm 250 lần. Butan và propan là hai sản phẩm thu được từ sự phân tách Bupro. Thành phần của LPG: Thành phần chủ yếu của LPG là các cấu tử C3 và C4 gồm có: Propan (C3H8): 60% mol Butan (C4H10): 40% mol Ngoài ra còn chứa hàm lượng nhỏ cấu tử etan và pentan… trong LPG còn chứa các chất tạo mùi mercaptan (R-SH) với tỷ lệ nhất định (nhà máy GPP hiện đang sử dụng 40 ppm) để khi rò rỉ có thể nhận biết bằng khứu giác. Tất cả các cấu tử đều tồn tại ở thể lỏng, dưới nhiệt độ trung bình và áp suất thường. Đối với LPG đóng chai thì tuỳ theo điều kiện môi trường sử dụng của từng vùng, từng nước mà yêu cầu các cấu tử C3, C4 là khác nhau. Ví dụ, đối với những vùng có khí hậu lạnh, để đảm bảo khả năng hóa hơi khi sử dụng thì yêu cầu hàm lượng cấu tử C3 nhiều hơn C4, và những nước có khí hậu nóng thì ngược lại. Đối với nhu cầu công nghiệp, chất lỏng thường được hoá hơi nhờ thiết bị gia nhiệt bên ngoài hỗ trợ. Thành phần chủ yếu của LPG vẫn chủ yếu là C3 và C4, nếu sản phẩm là butan thì thành phần C5 chiếm tối đa là 2%. Thành phần LPG phải đảm bảo khả năng bay hơi 95% thể tích lỏng ở nhiệt độ quy định. Bảng 2.3.2 Các thông số kỹ thuật đặc trưng của LPG của nhà máy chế biến khí Dinh Cố Sản phẩm  Propan  Butan   Áp suất hơi bão hòa  13 bar ở 37.70C  4.83 bar ở 37.70C   Hàm lượng etan  Chiếm tối đa 2% thể tích  Chiếm tối đa 2% thể tích   Hàm lượng propan  Chiếm tối đa 96% thể tích  Chiếm tối đa 2% thể tích   Hàm lượng butan  Chiếm tối đa 2% thể tích  Chiếm tối đa 96% thể tích   Butan ở thể lỏng và thể khí đều nặng hơn propan nhưng cùng một lượng thì propan tạo ra một thể tích khí lớn hơn. Nhiệt độ sôi và áp suất hơi bão hòa cách nhau khá xa. ( Để hóa lỏng propan thì cần điều kiện: t0 = -45, P = 1bar hoặc t0 = 200C, P = 9bar ( Để hóa lỏng butan thì cần điều kiện: t0 = -20C, P = 1bar hoặc t0 = 200C, P = 3bar. Sản lượng LPG đạt được vận hành nhà máy ở từng chế độ khác nhau Bupro Chế độ  AMF  MF  GPP   Lưu lượng (tấn/ngày)   640    Áp suất (bar)   13    Nhiệt độ (0C)   47,34    Propan Chế độ  AMF  MF  GPP   Lưu lượng (tấn/ngày)    535   Tỷ lệ thu hồi (%)    85,2   Áp suất (bar)    18   Nhiệt độ (0C)    45,57   % mol C4 cực đại    2,5   Butan Chế độ  AMF  MF  GPP   Lưu lượng (tấn/ngày)    415   Tỷ lệ thu hồi (%)    92   Áp suất (bar)    9   Nhiệt độ (0C)    45   % mol C5 cực đại    2,5   2.4.3. Các sản phẩm của condensat Nguồn gốc chung của condensat Condensat còn gọi là khí ngưng tụ là hỗn hợp đồng thể ở dạng lỏng có màu vàng rơm. Do đó các bồn chứa condensat được sơn màu vàng rơm. Condensat thu được từ nguồn khí mỏ. Dưới các mỏ dầu hoặc mỏ khí, các hợp chất hữu cơ có số nguyên tử cacbon nhỏ hơn 17, dưới tác dụng của nhiệt độ, áp suất… mà có thể ở trạng thái lỏng, khí. Condensat ở Việt Nam có hai loại Condensat được tách từ bình lỏng đặt tại giàn khoan. Khí đi ra từ bình tách khí (C1–C4) ở áp suất vỉa (3 – 40bar) và nhiệt độ 1030C. Sau đó khí khô theo đường ống 12” xuống đáy biển đến giàn nhẹ BK3 và quay trở lại CPP2 với chiều dài 6300m. nhiệt độ từ 20 – 250C do đó khí đồng hành sẽ được giảm nhiệt độ từ 80 – 900C xuống còn 20 – 250C, do sự giảm nhiệt độ cho nên condensat sẽ hình thành trong đường ống. Khi quay lại hỗn hợp hai pha khí lỏng sẽ đưa qua van cầu joule_thompson. Khí sẽ tụt áp khoảng 2bar và nhiệt độ sẽ giảm 1,50C do hiệu ứng joule_thompson. Tiếp đó hỗn hợp hai pha sẽ được đưa vào bình tách thứ 2, đó là bình tách condensat, phần condensat đước tách ra và bơm trộn với dầu thô để xuất khẩu và khí được đưa sang dòng ống đứng để đưa vào bờ. Trữ lượng condensate này không lớn. Loại 2 là condensate được ngưng tụ trong quá trình vận chuyển đường ống. Ở giai đoạn thứ hai của đề án sử dụng khí thiên nhiên ở việt nam đường ống vận chuyển 1500 triệu m3/năm. Khí sẽ ẩm hơn do đó sẽ có nhiều condensate ngưng tụ hơn. Đường ống vận hành theo kiểu 2 pha với áp suất 125bar và t0=450C. Tại Dinh Cố condensate sẽ được thu gom và nhập chung với condensate từ nhà máy chế biến khí, sản lượng condensate này là 9500 tấn/năm. Các đặc tính kỹ thuật của condensate: Áp suất hơi bão hòa (Kpa): 60 C5- : 13% Tỷ trọng (Kg/m3): 310 Độ nhớt (Cp): 0,25647 Các sản phẩm chế biến từ condensat: Các loại nhiên liệu: Bằng cách pha chế condensat với reformat có chỉ số octan cao đồng thời cộng thêm phụ gia chuyên dụng MTBE sẽ được xăng thành phẩm M83. Bằng cách thực hiện quá trình reformat xúc tác hay isome hóa, sau đó pha chế với phụ gia sẽ được xăng thương phẩm MOGAS83, MOGAS92. Bằng cách chưng cất condensat sẽ thu được thành phần pha chế xăng và dầu lửa. Các loại dung môi: Dung môi dầu mỏ là phân đoạn hydrocacbon dễ bay hơi, sản xuất trực tiếp hay gián tiếp từ dầu mỏ, bao gồm các hydrocacbon từ C4-C10. Các dung môi này được sử dụng rộng rãi trong quá trình sản xuất công nghiệp. Chúng có thể là thành phần cấu thành của sản phẩm cuối cùng như sản xuất sơn, mực in, chất dính. Chúng có thể sử dụng trong quá trình trích ly như trong quá trình tách dầu thực vật từ các hạt chứa dầu, các chất khoáng, dược phẩm hoặc đơn giản dùng trong dung môi tẩy rửa, trong bảo dưỡng. Các dung môi dầu mỏ là chất lỏng trong suốt hặoc có màu vàng nhạt, không hòa tan trong nước nhưng hòa tan rất tốt trong các dung môi hữu cơ. Khả năng hào tan các chất của nó tùy thuộc vào thành phần hóa học và tính chất phân cực. Dung môi  PI(0F)  PF(0F)   Ete dầu hỏa  86  140   Dung môi cao su  150  250   Naphta sạch  350  450   Dung môi pha sơn  420  560   Ngoài các dung môi trên, cũng bằng quá trình chưng cất ta thu được các sản phẩm khác như: n-pentan, n-heptan, naphtan nhẹ… Các sản phẩm hóa dầu: Condensat qua quá trinh crakinh hơi có thể sản xuất các olefin như Etylen, Butadien, ở những nơi không đủ Etan hay Propan làm nguyên liệu thì condensat là nguyên liệu rất quý để sản xuất olefin. Condensat qua quá trình reforming xúc tác có thể sản xuất BTX. Sản lượng condensate thu được khi vận hành nhà máy ở các chế độ khác nhau Chế độ  AMF  MF  GPP   Lưu lượng (tấn/ngày)  330  380  400   Ap suất (bar)  8  8  8   Nhiệt độ (0C)  45  45  45   % mole C4 cực đại  2  2  2   PHẦN 3 QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT CỦA NHÀ MÁY CHẾ BIẾN NHÀ MÁY DINH CỐ 3.1 Các thiết bị chính của nhà máy 3.1.1. Thiết bị SLUG CATCHER Thiết kế ban đầu: Áp suất: 109 bar Lưu lượng khí từ SC-01/02: 4,3 trm3/ngày. Lưu lượng lỏng về V-03: Tương đương 0,5 triệu m3/ngày. Vận hành hiện tại: Áp suất : 70 – 75 bar. Lưu lượng lỏng từ SC-01/02: 4,9 trm3/ngày Lưu lượng lỏng về V-03: Tương đương 0,6 triệu m3/ngày. Theo đánh giá của Fluor Daniel Inc. trong tương lai SC-01/02 vẫn đủ khả năng để tiếp nhận và xử lý dòng khí ẩm đầu vào với lưu lượng khoảng 6 triệu m3/ngày. Tuy nhiên khả năng lỏng bị cuốn theo sẽ tăng lên do đó cần đặc biệt lưu ý đến hệ thống scrubbers của máy nén đầu vào. Hỗn hợp khí và condensat từ ngoài mỏ vào, được đưa đến Slug Catcher (SC-01, 02) để phân tách Condensat và nước từ khí, dưới áp suất vận hành 109 bar và nhiệt độ 25,60C. SC bao gồm hai hệ thống ống, mỗi hệ có dung tích 1400 m3. Khi phân tách được góp lại ở đầu góp 30” và đưa đến thiết bị ở chế độ công nghệ tiếp theo. Lượng condensat tách ra được góp ở đầu góp 36” và sẽ được đưa đi dưới sự điều khiển mức (LIC-0111A & B), mức điều khiển được chia làm hai mức A (cao), B (thấp) bởi thiết bị điều khiển bằng tay HS-0111, 0112. Trong trường hợp lượng lỏng lớn ở mức cao H thì van vào sẽ đóng, còn ở mức thấp thì dòng lỏng sẽ đóng để tranh hiện tượng sục khí vào thiết bị V-03. Nước từ thiết bị SC đến thiết bị ILIC-0112 &0122 thông qua bình tách nước và sản phẩm V-52 (nước được giảm áp đến áp suất khí quyển và hydrocacbon hấp phụ sẽ được giải phóng qua hệ thống thông gió), nước sẽ được đưa đến Brun pit (ME-52) để đốt, với việc điều khiển mức thấp thì đường dẫn nước sẽ được đóng để tránh các hydrocacbon sụt vào thiết bị tách nước V-52. 3.1.2. Thiết bị bốc hơi V-03 Thiết bị bốc hơi V-03 là thiết bị bốc hơi ba pha nằm ngang, vận hành ở áp suất 75bar, nhiệt độ 180C. Mục đích của thiết bị này để tách hydrocacbon nhẹ hấp thụ trong condensat. 3.1.3 Tháp tách ETHAN C-01 Tháp chưng cất C-01 là thiết bị trong đó thực hiện quá trình phân tách giữa C2 và C3. C2- và một phần nhỏ C3 sẽ đi ra khỏi đỉnh ở pha khí, phần lớn lượng C3+ và một phần nhỏ C2 ra khỏi đáy C-01 ở dạng lỏng sẽ được đưa tới tháp C-02 để phân tách tiếp thành LPG và condensate. 3.1.4 Thấp ổn định C-02 (stabilizer) Nhiệt độ: Đỉnh tháp: 56 – 580C. Nhiệt độ dòng nhập liệu: 650C. Đáy tháp: 125 – 1300C. Áp suất: 11 bar. Lưu lượng dòng nhập liệu: 115 – 120 m3/h. Stabilizer được lắp đặt ở chế độ MF và GPP nhưng cũng có thể chạy nó ở chế độ AMF dự phòng. Trong chế độ AMF tháp tách C-01 hoạt động như một tháp ổn định bằng sự bốc hơi của butan và các hydrocacbon nhẹ hơn ra khỏi condensat ở nhiệt độ rất cao, tại thiết bị đun sôi lại là 1490C trong trường hợp thiết bị ổn định không hoạt động. Nếu người ta thu hồi LPG trong chế độ AMF thì tháp tách etan hoạt động đúng chức năng của nó ở nhiệt độ đun sôi lại thấp hơn và thiết bị C-02 có thể được sử dụng. 3.1.5. Tháp tách C3/C4 (C-03) Thiết bị C-03 được lắp đặt ở chế độ GPP nhưng cũng có thể hoạt động ở chế độ MF và AMF dự phòng. Ở chế độ MF người ta không phân tách C3, C4 mà sản phẩm lỏng là hỗn hợp C3, C4. Tuy nhiên nếu người ta cần tách C3 khỏi C4 thì cũng có thể chạy thiết bị này. 3.1.6. GAS STRIPPER C-04 Thiết bị C-04 chỉ được lắp đặt ở chế độ GPP nên cũng nên chạy nó ở chế độ MF sau khi hoàn chỉnh chế độ GPP. Ở chế độ AMF sau khi hoàn chỉnh chế độ GPP, hai máy nén alter có thể được sử dụng nhưng có thể không dùng một cái. Khi ở chế độ AMF, nếu khí dùng để stripping là khí đến từ đỉnh tháp deethaniser không sử dụng được. Máy nén còn lại được dùng để giữ lưu lượng của condensat đến từ V-03 trong chế độ GPP cho dù khí stripper không đủ sử dụng được. 3.1.7. THÁP LÀM SẠCH C-05 Lưu lượng theo thiết kế: 200.000 sm3/h Áp suất: 33,5 bar. Vận hành hiện tại: Lưu lượng tổng: 245.000 sm3/h Nhiệt độ Đỉnh tháp : -45 oC Đáy tháp: -11÷ -12 oC. Áp suất: 35-37 barA. Dòng nguyên liệu thứ nhất (từ E-14 ): Lưu lượng : 85.000 – 90.000 m3/h Nhiệt độ : -60 ÷ - 62oC. Dòng nguyên liệu thứ 2 (từ CC-01): Lưu lượng: 160.000 -165.000 sm3/h. Nhiệt độ : -11 ÷ -15oC. Nhiệt độ: Đỉnh tháp : 10-12 oC. Nhiệt độ dòng nhập liệu: 65-70 oC. Đáy tháp: 100 oC. Áp suất: 27 barA. Lưu lượng dòng nhập liệu từ V-03: 15.000-20.000 Kg/h. Lưu lượng dòng lỏng từ C-05: 130-140 m3/h. 3.1.8. Hệ thống tách nước V-06 A/B Thông số thiết kế: Lưu lượng dòng: 5 triệu m3/ngày. Áp suất vận hành: 109 bar. Nhiệt độ : 30 – 2300C. Hàm lượng nước đầu vào: hàm lượng nước bảo hoà trong khí ở 109bar và 260 Outlet Dew point: -65 oC. Chênh áp tối đa cho phép: 80 kpa. Hai tháp làm việc song song, thời gian chuyển tháp là 8h. Do đã có hệ thống tách nước bằng dietthylene glycol từ thượng nguồn tại giàn nén trung tâm nên chu kỳ làm việc hiện nay có thể kéo dài lên 24h. Do đó nếu mở rộng công suất dòng khí đầu vào thì V-06A/B vẫn đủ khả năng tiếp nhận và xử lý dòng khí đầu vào với lưu lượng lớn hơn. Tuy nhiên cần phải tính đến khả năng rút ngắn chu kỳ luân chuyển tháp và tính toán độ chênh áp qua V-06. 3.1.9. Thiết bị TURBO – EXPANDER Thông số thiết kế: Lưu lượng dòng vào đầu giản nở max: 170.000 sm3/h Áp vào/ra đầu giản: 109/33 bar. Lưu lượng đầu nén: 150.000 sm3/h Áp vào/ra đầu nén: 33/48 bar. Vận hành hiện tại: Lưu lượng dòng vào đầu giản nở: 165.000-170.000 sm3/h Áp vào/ra đầu giản: 109/35-38 bar. Lưu lượng đầu nén: 200.000-210.000 sm3/h Áp vào/ra đầu nén: 35-38/48 bar. Căn cứ theo thiết kế công suất vận hành của CC-01 và E-14 đã đạt giá trị tối đa và không có khả năng tăng được nữa. Thiết bị gồm hai phần chính: expander và máy nén. Phần expander: gồm hai phần, 3 dòng khí từ V-06 vào expander từ 109bar xuống 33,5bar làm cho nhiệt độ dòng giảm xuống đến -180C. Ở nhiệt độ này chủ yếu các hydrocacbon nặng (C3+) được hóa lỏng và đưa đến tháp C-05 như nguồn nạp liệu. Phần máy nén: khi quá trình giảm áp tại turbo expander xảy ra thì dòng khí sẽ được sinh công làm quay quạt gió trong expander, công được dẫn qua trục truyền động dùng để chạy máy nén để tăng áp suất của dòng khí ra từ đỉnh tháp C-05 từ 33,5bar lên 47bar. 3.1.10. Máy nén khí Máy nén khí mà nhà máy sử dụng ở đây là máy nén kiểu piston và kiểu ly tâm: máy nén K-01 là loại máy nén piston một cấp, K-02 và K-03 là loại máy nén kiểu piston hai cấp, máy nén K-04 là loại máy nén ly tâm. Mục đích của cụm máy nén K-01, K-02, K-03 là để thu hồi triệt để C3+ từ khí ra của C-01 nén lên áp suất 109bar để đưa lại nhà máy. 3.2. BA CHẾ ĐỘ VẬN HÀNH CỦA NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ DINH CỐ Nhà máy chế biến khí Dinh Cố được thiết kế để xử lý, chế biến với năng suất 1.5 tỷ m3 khí/năm (khoảng 4.3 triệu m3/ngày). Nguyên liệu sử dụng cho nhà máy là khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ, được xử lý để thu LPG và condensat, khí còn lại được sử dụng làm nhiên liệu cho các nhà máy điện Bà Rịa và Phú Mỹ. Các thiết bị xử lý được thiết kế vận hành liên tục trong 24h trong ngày (hoạt động 350 ngày/năm) và thời gian hoạt động của nhà máy là 30 năm. Để cho việc vận hành nhà máy được linh động, đề phòng một số thiết bị chính của nhà máy bị sự cố, cũng như bảo đảm trong quá trình bảo dưỡng, sữa chữa các thiết bị không ảnh hưởng đến việc vận hành cung cấp khí cho các nhà máy điện mà vẫn đảm bảo thu được một lượng sản phẩm lỏng thì nhà máy được lắp đặt và hoạt động theo ba chế độ. Chế độ AMF (absolute minimun facility): cụm thiết bị tối thiểu tuyệt đối, ở chế độ này phương thức làm lạnh bằng EJ (thiết bị hòa dòng) cho nên quá trình làm lạnh không sâu (200C theo thiết kế), do đó sản phẩm thu được là condensat và khí khô không tách LPG. Khí thương phẩm với lưu lượng 3.7 triệu m3 khí/ngày cung cấp cho các nhà máy điện và thu hồi condensat với sản lượng 340 tấn/ngày. Chế độ MF (minimum facility): cụm thiết bị tối thiểu để thu được ba sản phẩm là khí khô, LPG và condensat. Trong chế độ phương thức làm lạnh là các thiết bị trao đổi nhiệt nên nhiệt độ xuống thấp hơn so với chế độ AMF do đó có thể ngưng tụ C3, C4 trong khí nên sản phẩm cho ta thêm Bupro (hỗn hợp butan và propan). Sản lượng condensat là 380 tấn/ngày và Bupro là 630 tấn/ngày. Chế độ GPP (gas processing plant): nhà máy xử lý khí. Đây là chế độ tối ưu nhất, phương thức làm lạnh bằng Turbo – Expander có khả năng làm lạnh sâu hơn chế độ MF. Ngoài ra trong chế độ này còn có thể tách riêng butan và propan, sản lượng propan 540 tấn/ngày, butan là 415 tấn/ngày, condensat là 400 tấn/ngày. 3.2.1. CHẾ ĐỘ AMF 3.2.1.1. Mục đích : Chế độ AMF có khả năng đưa nhà máy sớm đi vào hoạt động nhằm cung cấp khí thương phẩm với lưu lượng 3,7 triệu m3/ngày cho các nhà máy điện và thu hồi condensat với sản lượng 340 tấn/ngày. Đây đồng thời cũng là chế độ dự phòng cho chế độ MF, khi các thiết bị trong chế độ MF, GPP xảy ra sự cố hoặc cần sửa chữa, bảo dưỡng mà không có thiết bị dự phòng. 3.2.1.2. Các thiết bị chính Đây là chế độ nhà máy ở cụm thiết bị tối thiểu tuyệt đối. Nó chỉ bao gồm các thiết bị chính sau: Hai tháp chưng cất C-01, C-05. Ba bình tách V-06, V-08, V-15. Máy nén Jet Compresser EJ-01 A/B. Bồn chứa Condensat TK-21, … 3.2.1.3. Mô tả chế độ vận hành AMF Khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ được đưa tới Slug Catcher của nhà máy bằng đường ống 16” với áp suất 109 bar, nhiệt độ 25,60C. Tại đây, condensat và khí được tách ra theo các đường riêng biệt để tiếp tục xử lý, còn nước chứa trong condensat cũng được tách nhờ trọng lực và đưa vào bình tách nước (V-52) để xử lý. Ở đây nước được giảm áp tới áp suất khí quyển và hydrocacbon bị hấp thụ sẽ được giải phóng đưa vào đốt ở hệ thống cột đuốc. Nước sau đó được đưa tới hầm đốt (ME-52). Dòng lỏng đi ra từ Slug Catcher sẽ được giảm áp và đưa vào bình tách V-03 hoạt động ở 75 bar và được duy trì ở nhiệt độ 200C. V-03 dùng để tách hydrocacbon nhẹ hấp thụ trong lỏng bằng cách giảm áp. Với việc giảm áp từ 109 bar xuống 75 bar, nhiệt độ sẽ giảm thấp hơn nhiệt độ hình thành hydrate nên để tránh hiện tượng này bình được gia nhiệt đến 200C bằng dầu nóng ở thiết bị E-07. Sau khi ra khỏi V-03 dòng lỏng này được trao đổi nhiệt tại thiết bị E-04A/B để tận dụng nhiệt. Dòng khí thoát ra từ Slug Catcher được dẫn vào bình tách/lọc V-08 nhằm tách triệt để các hạt lỏng nhỏ bị cuốn theo dòng khí do SC không tách được và lọc các hạt bụi trong khí (nếu có) để tránh làm hư hỏng các thiết bị chế biến khí phía sau. Khí từ đầu ra của V-08 được đưa vào thiết bị hòa dòng EJ-01A/B/C để giảm áp suất từ 109 Bar xuống 47 Bar. Việc giảm áp của khí trong EJ có tác dụng để hút khí từ đỉnh tháp C-01. Đầu ra của EJ-01A/B/C là dòng hai pha có áp suất 47 bar và nhiệt độ 200C cùng với dòng khí nhẹ từ V-03 đã giảm áp được đưa vào tháp C-05. Mục đích của EJ-01A/B/C là nén khí thoát ra từ đỉnh tháp C-01 lên áp suất làm việc của tháp C-05, vì vậy nó giữ áp suất làm việc của tháp C-01 ổn định. Tháp C-05 hoạt động ở áp suất 47 bar, nhiệt độ 200C. Phần đỉnh của tháp hoạt động như bộ tách khí lỏng. Tháp C-05 có nhiệm vụ tách phần lỏng ngưng tụ do sự sụt áp của khí từ 109 bar xuống 47 bar khi qua EJ-01A/B/C. Dòng khí ra từ đỉnh tháp C-05 được đưa ra đường khí thương phẩm để cung cấp cho các nhà máy điện. Lỏng tại đáy C-05 được đưa vào đĩa trên cùng của tháp C-01. Ở chế độ AMF tháp C-01 có 2 dòng nhập liệu: Dòng từ V-03 vào đĩa thứ 14 của tháp C-01. Dòng lỏng từ đáy của tháp C-05 vào đĩa trên cùng của tháp C-01. Áp suất hơi của condensat được giảm đi và được điều chỉnh trong tháp C-01 nhằm mục đích phù hợp cho việc chứa trong bồn chứa ngoài trời. Với ý nghĩa đó trong chế độ AMF tháp C-01 hoạt động như là tháp ổn định condensat. Trong đó, phần lớn hydrocacbon nhẹ hơn Butan được tách ra khỏi Condensat bởi thiết bị gia nhiệt của đáy C-01 là E-01A/B đến 1940C. Khí ra ở đỉnh tháp có nhiệt độ 640C được trộn với khí nguyên liệu nhờ EJ-01A/B/C. Dòng Condensat ở đáy tháp được trao đổi nhiệt tại E-04A/B và được làm lạnh bằng không khí ở E-09 để giảm nhiệt độ xuống 450C trước khi ra đường ống dẫn Condensat về kho cảng hoặc chứa vào bồn chứa TK-21. 3.2.2. CHẾ ĐỘ MF 3.2.2.1. Mục đích. Trong chế độ vận hành MF, sản phẩm của nhà máy ngoài lượng khí thương phẩm cung cấp cho các nhà máy điện, còn thu được lượng Condensat là 380 tấn/ngày và lượng Bupro là 630 tấn/ngày. 3.2.2.2. Các thiết bị chính. Đây là chế độ hoạt động trung gian của nhà máy. MF là chế độ cải tiến của chế độ AMF. Nên ở chế độ này nhà máy bao gồm toàn bộ các thiết bị của chế độ AMF (trừ EJ-A/B/C) cộng thêm các thiết bị chính sau : Tháp ổn định Condensat C-02 Các thiết bị trao đổi nhiệt : E-14, E-20 Thiết bị hấp thụ V-06A/B Máy nén K-01, K-04A/B 3.2.2.3. Mô tả chế độ vận hành MF Dòng khí từ Slug Catcher được đưa đến bình tách lọc V-08, đây là thiết bị được thiết kế để tách nước, hydrocacbon lỏng, dầu và lọc các hạt rắn. Mục đích của V-08 là bảo vệ lớp chất hấp thụ trong V-06A/B khỏi bị hỏng hoặc giảm tác dụng và giảm tuổi thọ của chúng. Sau khi được loại nước tại V-06A/B dòng khí được đưa đồng thời đến hai thiết bị E-14 và E-20 để làm lạnh. Dòng khí sau khi ra khỏi E -14 và E-20 là dòng hai pha lỏng khí được đưa vào tháp C-05 để tách lỏng. Khí ra tại đỉnh tháp C-05 làm tác nhân lạnh bậc 1 cho dòng nguyên liệu tại E-14 (nhiệt độ giảm từ 26,50C xuống -170C) trước khi làm lạnh bậc hai tại van giãn nở, dòng khí thương phẩm ra từ đỉnh C-05 này sau khi qua E-14 nhiệt độ được tăng lên đủ điều kiện cung cấp cho các nhà máy điện. Hai tháp hấp thụ V-06A/B được sử dụng luân phiên, khi tháp này làm việc thì tháp kia tái sinh. Quá trình tái sinh được thực hiện nhờ sự cung cấp nhiệt của một phần dòng khí thương phẩm được gia nhiệt đến 2200C bằng dòng dầu nóng tại E-18, dòng khí này sau khi ra khỏi thiết bị V-06A/B sẽ được làm nguội tại E-15 và được tách lỏng ở V-07 trước khi ra đường khí thương phẩm. Sơ đồ dòng lỏng trong chế độ MF giống như trong chế độ AMF, ngoại trừ việc đưa khí từ V-03 đến C-01 thay vì đến C-05 như chế độ AMF. Ngoài ra trong chế độ MF, tháp C-02 được đưa vào để thu hồi Bupro. Nhằm tận thu bupro và tách một ít metan, etan còn lại, dòng khí từ V-03 được đưa đến tháp C-01 để tách triệt để lượng metan, etan. Dòng lỏng từ thiết bị V-03 được đưa đến tháp C-01 sau khi được gia nhiệt từ 200C lên 800C tại thiết bị E-04A/B nhờ dòng lỏng ra từ tháp ổn định C-02. Có 3 dòng nguyên liệu được đưa đến tháp C-01: Dòng khí đến từ V-03 vào giữa đĩa thứ 2 và 3 của tháp C-01 Dòng lỏng từ V-03 vào đĩa thứ 20 của tháp C-01 Dòng lỏng đến từ đáy C-05 vào đĩa trên cùng của tháp C-01 Tại đây các hydrocacbon nhẹ như C1, C2 được tách ra và đi lên đỉnh tháp, sau đó nó được nén từ 25 bar lên 47 bar nhờ máy nén K-01 trước khi được dẫn qua đường dẫn khí thương phẩm. Phần lỏng ra từ đáy tháp C-01 được đưa đến tháp C-02. Tháp C-02 làm việc ở áp suất 11 bar, nhiệt độ đỉnh 600C và nhiệt độ đáy 1540C. Tại đây C5+ được tách ra ở đáy tháp, sau đó chúng được dẫn qua thiết bị trao đổi nhiệt E-04A/B để gia nhiệt cho dòng lỏng ra từ đáy V-03. Sau khi ra khỏi E-04A/B lượng lỏng này được đưa đến làm lạnh tại thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-09 trước khi đưa ra đường ống hoặc ra bồn chứa condensat TK-21. Phần hơi ra khỏi đỉnh tháp C-02 là Bupro, hơi Bupro được ngưng tụ tại E-02, một phần được cho hồi lưu trở lại C-02 để đảm bảo độ phân tách của sản phẩm, phần còn lại theo đường ống dẫn sản phẩm Bupro. 3.2.3. CHẾ ĐỘ GPP 3.2.3.1. Mục đích. Trong chế độ vận hành này sản phẩm thu được của nhà máy bao gồm: khoảng 3,34 triệu m3 khí/ngày để cung cấp cho các nhà máy điện, Propan khoảng 540 tấn/ngày, Butan khoảng 415 tấn/ngày và lượng Condensat khoảng 400 tấn/ngày. 3.2.3.2. Các thiết bị chính. Đây là chế độ hoàn thiện của nhà máy chế biến khí. Chế độ này bao gồm các thiết bị của chế độ MF và cộng thêm một số các thiết bị chính sau: Một tháp tách C3/C4 : C-03 Một tháp Stripper : C-04 Hai máy nén K-02, K-03 Thiết bị Turbo – expander: CC-01 Các thiết bị trao đổi nhiệt: E-17, E-11 … 3.2.3.3. Mô tả chế độ vận hành GPP. Khí từ ngoài khơi vào nhà máy được tiếp nhận đầu tiên tại Slug Catcher (SC-01/02), ở đây dòng nguyên liệu là dòng hai pha có nhiệt độ 25,6oC và áp suất 109 bar được tách riêng ra để xử lí tiếp theo. Dòng khí từ Slug Catcher qua V-08 để tách nốt phần lỏng còn lại, lượng lỏng tách ra này được đưa đến bình tách V-03 để xử lý, còn dòng khí tách ra từ V-08 sẽ đi vào V-06A/B để tách tách nước. Do chế độ này thiết bị Turbo – Expander được đưa vào hoạt động thay thế E-20 trong chế độ MF, nên khoảng 2/3 lượng khí ra khỏi V-06A/B được chuyển tới phần giãn nở của thiết bị CC-01, tại đó khí được giãn từ 109 bar xuống 33,5 bar và nhiệt độ cũng giảm xuống -18oC, sau đó dòng khí này sẽ được đưa vào tháp tinh lọc C-05. Phần khí còn lại khoảng 1/3 dòng từ V-06A/B được đưa tới thiết bị trao đổi nhiệt E-14 để làm lạnh dòng khí từ 26oC xuống - 35oC bởi dòng khí lạnh từ đỉnh tháp C-05 có nhiệt độ –42.5oC. Áp suất của dòng sau đó được giảm từ 109 bar xuống 33,5 bar nhờ van giảm áp FV-1001. Sau quá trình giãn nở đoạn nhiệt này, nhiệt độ giảm xuống đến -62oC. Dòng này được đưa vào đỉnh của tháp tinh lọc C-05 như một dòng hồi lưu ngoài ở đỉnh tháp. Trong chế độ GPP, tháp C-05 làm việc ở áp suất 33,5 bar, nhiệt độ đỉnh -42.5oC và nhiệt độ đáy -20oC. Khí ra khỏi đỉnh tháp C-05 có nhiệt độ -42.5oC được sử dụng làm lạnh khí đầu vào thông qua thiết bị trao đổi nhiệt E-14 trước khi được nén ra dòng khí thương phẩm bằng phần nén của CC-01. Quá trình thu hồi lỏng trong chế độ này có khác biệt so với chế độ AMF và chế độ MF do sự có mặt của tháp C-04 và các máy nén K-02, K-03. Khí thoát ra từ đỉnh tháp C-01 được máy nén K-01 nén từ 29 bar lên 47 bar rồi tiếp tục được làm lạnh trong thiết bị trao đổi nhiệt E-08 với tác nhân lạnh là dòng lỏng ra từ V-03 có nhiệt độ là 20oC và cả hai dòng này vào tháp C-04 để tách nước và hydrocacbon nhẹ lẫn trong dòng lỏng đền từ V-03. Tháp C-04 làm việc ở áp suất 47,5bar, nhiệt độ đỉnh và đáy lần lượt là 44oC và 40oC. Khí sau khi ra khỏi thiết bị C-04 được nén tiếp tới áp suất 75 bar bằng máy nén K-02 rồi được làm lạnh bằng thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-19. Lượng khí này được trộn lẫn với lượng khí thoát ra từ V-03, được nén tiếp tới 109 bar bằng máy nén K-03, chúng tiếp tục được làm lạnh và nhập vào dòng khí nguyên liệu trước V-08. Phần lỏng đi ra từ đáy tháp C-04 được đưa đến đĩa thứ 14 của tháp C-01 và dòng lỏng đi ra từ tháp C-05 được đưa đến đĩa thứ nhất của tháp C-01 đóng vai trò như dòng hồi lưu ngoài ở đỉnh tháp. Trong chế độ này, tháp C-01 làm việc ở áp suất 29 bar, nhiệt độ đỉnh 14oC và nhiệt độ đáy 109oC. Sản phẩm đáy của tháp C-01 có thành phần chủ yếu là C3+ sẽ được đưa đến tháp C-02 (áp suất làm việc của tháp C-02 là 11 bar, nhiệt độ đỉnh 55oC và nhiệt độ đáy 134oC) để tách riêng condeasat và Bupro. Sản phẩm đỉnh của tháp C-02 là bupro được tiến hành ngưng tụ hoàn toàn ở nhiệt độ 43oC trong thiết bị ngưng tụ bằng không khí E-02, sau đó được đưa tới bình hồi lưu V-02 có dạng nằm ngang. Một phần Bupro được bơm trở lại tháp C-02 để hồi lưu bằng bơm P-01A/B, áp suất của bơm có thể bù đắp được sự chênh áp suất làm việc của tháp C-02 (11bar) và tháp C-03 (16 bar). Phần bupro còn lại được gia nhiệt đến 60oC trong thiết bị gia nhiệt E-17 trước khi cấp cho tháp C-03 bằng dòng lỏng nóng từ đáy tháp C-03. Sản phẩm đáy của tháp C-02 chính là condensat thương phẩm được đưa ra bồn chứa hoặc dẫn ra đường ống vận chuyển condensat về kho cảng Thị Vải. Như đã nói ở trên dòng nguyên liệu vào tháp C-03 là Bupro, tại đây chúng được tách riêng ra. Sản phẩm đỉnh tháp C-03 là hơi Propan được ngưng tụ hoàn toàn ở nhiệt độ 46oC nhờ thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-11 được lắp tại đỉnh C-03 và được đưa tới thiết bị chứa hồi lưu V-05 có dạng nằm ngang. Phần propan lỏng này được bơm bằng các máy bơm, một phần propan thương phẩm được tách ra bằng thiết bị điều khiển mức và chúng được đưa tới đường ống dẫn propan hoặc bể chứa propan V-21A. Phần còn lại được đưa trở lại tháp C-03 như một dòng hồi lưu ngoài ở đỉnh tháp. Tại đáy tháp C-03, thiết bị trao đổi nhiệt bằng dầu nóng E-10 được lắp đặt có tác dụng như nồi tái đun để gia nhiệt cho dòng butan đến 97oC. Nhiệt độ của nó được điều khiển bởi van TV-2123 đặt trên ống dẫn dầu nóng. Một phần dòng butan được hồi lưu lại tháp C-03, phần còn lại được đưa ra bồn chứa hoặc đưa đến kho cảng Thị Vải sau khi được giảm nhiệt độ đến 60oC bằng thiết bị trao đổi nhiệt E-17 và đến 45oC bằng thiết bị trao đổi nhiệt E-12. 3.3 CHẾ ĐỘ VẬN HÀNH HIỆN TẠI CỦA NHÀ MÁY (GPP CHUYỂN ĐỔI) Nhà máy xử lý khí Dinh Cố được thiết kế để sử dụng nguồn nguyên liệu là khí đồng hành mỏ Bạch Hổ với lưu lượng đầu vào là 4,3 triệu m3/ngày và áp suất khí đầu vào là 109 bar. Tuy nhiên, từ cuối năm 2001, lượng khí vận chuyển theo đường ống dẫn khí Bạch Hổ – Dinh Cố tăng từ 4,3 triệu m3/ngày lên 5,7 triệu m3/ngày do có thêm đường ống dẫn khí từ mỏ Rạng Đông nối vào. Như vậy, lượng khí tiếp nhận ở nhà máy xử lý khí Dinh Cố sẽ tăng thêm khoảng 1 triệu m3/ngày. Việc tăng lưu lượng khí dẫn vào bờ đã gây nên sự sụt áp đáng kể trên đường ống dẫn khí vào bờ và áp suất tại đầu tiếp nhận khí của nhà máy giảm từ 109 bar xuống khoảng từ 60 – 80 bar. Áp suất khí đầu vào thấp sẽ làm giảm khả năng ngưng tụ của các cấu tử nặng dẫn tới giảm khả năng thu hồi sản phẩm lỏng của nhà máy, đồng thời làm giảm áp suất của dòng khí khô cung cấp cho nhà máy điện. Để khắc phục vấn đề này, nhà máy đã tiến hành lắp đặt thêm trạm nén khí đầu vào để nén khí đầu vào lên áp suất 109 bar theo đúng thiết kế ban đầu. Trạm nén khí đầu vào của nhà máy xử lý khí Dinh Cố gồm 4 máy nén khí K-1011A/B/C/D: 3 máy hoạt và 1 máy dự phòng để tạo sự linh động về công suất vận hành và công suất dự phòng. 3.3.1. Mô tả chế độ GPP chuyển đổi. Các thiết bị chế độ này gồm toàn bộ các thiết bị của chế độ GPP và thêm trạm nén khí đầu vào K-1011A/B/C/D và bình tách V-101. Khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ với lưu lượng 6 triệu m3 khí/ngày đi vào hệ thống Slug Catcher để tách Condensat và nước trong điều kiện áp suất 65 – 80 bar nhiệt độ 25 đến 300C tuỳ theo nhiệt độ môi trường. Tiếp theo đó hỗn hợp khí được chia thành hai dòng: Dòng thứ nhất khoảng 1 triệu m3/ngày được đưa qua van giảm áp PV-106 giảm áp suất từ 65-80 bar đến áp suất 54 bar và đi vào thiết bị tách lỏng V-101. Lỏng được tách ra tại đáy bình V-101 được đưa vào thiết bị V-03 để chế biến sâu. Khí đi ra từ bình tách V-101 được đưa vào hệ thống đường ống dẫn khí thương phẩm 16” cung cấp cho các nhà máy điện. Dòng khí chính khoảng 5 triệu m3 khí/ngày được đưa vào trạm nén khí đầu vào K-1011 A/B/C/D (3 máy hoạt động 1 máy dự phòng) để nén dòng khí từ 65-80 bar lên 109 bar sau đó qua thiết bị làm nguội bằng không khí E-1011 để làm nguội dòng khí ra khỏi máy nén đến nhiệt độ khoảng 400C. Dòng khí này đi vào thiết bị tách lọc V-08 để tách lượng lỏng còn lại trong khí và lọc bụi bẩn. Sau đó được đưa vào thiết bị hấp thụ V-06A/B để tách triệt để nước nhằm tránh hiện tượng tạo thành hydrate trong quá trình làm lạnh sâu. Dòng khí ra khỏi thiết bị V-06A/B được tách thành hai dòng: Khoảng một phần ba dòng khí ban đầu qua thiết bị trao đổi nhiệt E-14 để hạ nhiệt độ từ 26,5oC xuống - 35o C với tác nhân lạnh là dòng khí khô đến từ đỉnh tháp C-05 với nhiệt độ là - 45oC. Tiếp theo dòng khí nóng ra khỏi E-14 được làm lạnh sâu bằng cách giảm áp qua van FV-1001. Ap suất giảm từ 109 bar xuống 37 bar (bằng áp suất làm việc của đỉnh tháp C-05) kéo theo nhiệt độ giảm xuống -620C và được đưa vào đĩa trên cùng của tháp tinh cất C-05, đóng vai trò như dòng hồi lưu ngoài ở đỉnh tháp. Hai phần ba dòng khí còn lại được đưa vào thiết bị CC-01 để thực hiện việc giảm áp từ 109 bar xuống 37 bar và nhiệt độ giảm xuống -12oC. Dòng khí lạnh này sau đó tiếp tục đưa vào đáy của tháp tinh cất C-05. Tháp tinh cất C-05 hoạt động ở áp suất 37 bar, nhiệt độ đỉnh tháp và đáy tháp tương ứng là -45oC và -15oC, tại đây khí (chủ yếu là metan và etan) được tách ra tại đỉnh tháp C-05. Thành phần lỏng chủ yếu là Propan và các cấu từ nặng hơn được tách ta tại đáy tháp. Hỗn hợp khí ra từ đỉnh của tháp tinh cất có nhiệt độ -45oC được sử dụng làm tác nhân lạnh cho thiết bị trao đổi nhiệt E-14 và sau đó được nén tới áp suất 54 bar trong phần nén của thiết bị CC-01. Hỗn hợp khí đi ra từ thiết bị này là khí thương phẩm được đưa vào hệ thống đường ống 16” đến các nhà máy điện. Hỗn hợp lỏng đi ra từ đáy tháp tinh cất được đưa vào đỉnh tháp C-01 như dòng hồi lưu ngoài. Tháp C-01, hoạt động ở áp suất 27,5bar và nhiệt độ đáy tháp là 1090C. Tại tháp C-01, các hydrocacbon nhẹ như metan, etan được tách ra từ hỗn hợp rồi đi lên đỉnh tháp vào bình tách V-12 để tách lỏng có trong khí, sau đó được máy nén K-01 nén từ áp suất 27,5 bar lên áp suất 47,5 bar. Hỗn hợp khí từ máy nén K-01 tiếp tục được đi vào E – 08 sau đó vào tháp C-04 (hiện nay các thiết bị này không hoạt động do bình tách V-03 phải giảm áp vận hành từ 75 bar theo thiết kế xuống còn 47 bar để đảm bảo chế biến được lượng lỏng từ V-101. Do đó lượng lỏng từ đáy bình tách V-03 được đưa trực tiếp qua E-04A/B mà không đi vào thiết bị trao đổi nhiệt E-08 như thiết kế). Khí sau đó được nén đến 75 bar nhờ máy nén K-02 rồi lại tiếp tục đưa vào thiết bị trao đổi nhiệt E-19 bằng việc sử dụng dòng tác nhân lạnh là không khí. Dòng khí từ E-19 được đưa vào máy nén K-03 để nén tới áp suất 109 bar rồi làm lạnh trong thiết bị trao đổi nhiệt E-13, dòng khí này sau đó được đưa tới thiết bị V-08 như là nguyên liệu đầu vào. Tháp tách etan C-01 là thiết bị tách dạng tháp loại đĩa van, hoạt động như một thiết bị chưng cất. Dòng lỏng đi ra từ đáy của tháp C-01 tiếp tục được đưa qua bình ổn định V-15 sau đó tới tháp C-02. Tại tháp C-02 với áp suất hoạt động là 10,2 bar, nhiệt độ đáy tháp được duy trì ở 1350C nhờ Reboiler E-03, nhiệt độ đỉnh tháp 560C, bupro được tách ra ở đỉnh tháp, còn Condensat được tách ra ở đáy tháp. Bupro từ đỉnh tháp C-02 được đưa vào thiết bị làm lạnh E-02, sau đó được đưa vào bình tách V-02. Dòng lỏng từ bình tách V-02 được bơm P-01A/B bơm hồi lưu 1 phần tại đỉnh tháp và phần còn lại theo đường ống dẫn sản phẩm bupro đến bồn chứa V-21 A/B hoặc đến kho cảng Thị Vải. Phần lỏng tại đáy tháp C-02 là Condensat được hạ nhiệt độ xuống 600C nhờ thiết bị trao đổi nhiệt E-04 A/B và xuống 450C nhờ thiệt bị E-09 và sau đó được đưa tới bồn chứa Condensat TK-21 hoặc đường ống dẫn Condensat tới kho cảng Thị Vải. Condensat (sau khi đã tách nước tại Slug Catcher) được tách ra trong Slug Catcher được đưa vào thiết bị V-03 hoạt động ở áp suất 47 bar và nhiệt độ 200C để tách các cấu tử khí nhẹ đã bị hấp thụ trong hỗn hợp lỏng này bằng cách giãn nở và giảm áp. Từ thiết bị V-03, Condensat được dẫn tới thiết bị trao đổi nhiệt E-04 (để tận dụng nhiệt nóng từ đáy Reboiller E-03) sau đó đi vào đĩa thứ 20 của tháp C-01. PHẦN 4 AN TOÀN TRONG VẬN HÀNH 4.1. BỘ PHẬN PHÒNG CHÁY CHỮA CHÁY Phòng cháy chữa cháy là một công việc tối thiểu quan trọng trong bất kỳ lĩnh vực nào. Tùy đặc thù của từng vừng, từng vị trí, từng công việc của nhà máy mà người ta trang bị hệ thống PCCC với qui mô khác nhau. Nó quyết định đến sự tồn tại và phát triển của nhà máy. 4.2. PHÁT HIỆN NGUY CƠ CHÁY NỔ Các nguy cơ gây ra cháy nổ được phát hiện nhờ các đầu dò cảm biến: cảm biến khí, cảm biến nhiệt, cảm biến khói, cảm biến lửa. Các đầu cảm biến nhiệt, khói bố trí trong phòng điều khiển, nhà đặt máy phát điện, trạm bơm các hóa chất và các công trình phụ trợ khác của nhà máy. 4.3. HỆ THỐNG CHỮA CHÁY Hệ thống chũa cháy bằng nước được thiết kế để chữa cháy, làm mát các thiết bị bao gồm: bể chứa nước 2800m3; hệ thống ống dẫn cứu hỏa, các vòi phun nước, các bơm cứu hỏa. 4.4. HỆ THỐNG CHỐNG SÉT Gồm các bộ phận: Cột thôi lôi. Mạng lưới tiếp đất. Hệ thống cọc tiếp đất. 4.5. CÁC BIỆN PHÁP LÀM GIẢM Ô NHIỄM MÔI TRƯỜNG Giảm tối thiểu sự rò rỉ, bay hơi của sản phẩm lỏng, các thiết bị tồn trữ phải được thiết kế và xây dựng đúng chủng loại thích hợp với sản phẩm chứa và lưu chuyển bên trong, cần thiết kế sao cho khoảng cách giữa các bồn là an toàn nhất, hệ thống che chắn quanh các cụm bồn cần phải được xây dựng để phòng ngừa sự cố tràn sản phẩm. Các công tác phòng cháy chữa cháy phải được đặt lên hàng đầu. Hệ thống phòng cháy chữa cháy luôn được kiểm tra và ở trang thái sẵn sàng hoạt động trong mọi tình huống. KẾT LUẬN Trong quá trình làm tiểu luận về công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố, chúng tôi đã phần nào làm rõ về công nghệ chế biến khí của nhà máy xử lý khí Dinh Cố. Cũng trong quá trình làm tiểu luận. Chúng tôi đã phần nào hiểu được nguyên lý vận hành của nhà máy. Nhận thấy rằng vai trò của nhà máy xử lý khí Dinh Cố, tầm quan trọng của việc phát triển năng lượng khí nói riêng. Vì không được thực tế nhà máy, cho nên những hiểu biết, tìm hiểu về nhà máy không thể nắm bắt biết được. Tuy nhiên, qua bài tiểu luận này, giúp nhóm chúng tôi hiểu biết được quy trình, và nhà máy nhiều hơn. Giúp chúng tôi củng củng cố thêm được vốn kiến thức của mình. Cuối cùng chúng tôi xin cảm ơn cô Lê Thị Kim Huyền đã giúp đỡ chúng tôi hoàn thanh bài tiểu luận này.