Tính toán tổn hao áp suất trên tuyến ống từ rp2 - Mỏ rồng về giàn công nghệ thông tin số 2 mỏ bạch hổ

yến tính giữa số lượng parafin tách ra và nhiệt độ thì phần bên phải của phương trình (1-32) có dạng: (1-34) Trong đó : : Nhiệt lượng ẩn từ sự kết tinh của Parafin : Lượng Parafin tách ra từ dầu khi nhiệt độ giảm xuống 10C Công thức (1-34) được ứng dụng ở nhiệt độ xảy ra quá trình tách. Từ biểu thức (1-32) chúng ta tìm được nhiệt độ chất lỏng ở cuối đường ống như sau: Tc = T0 + (Td – T0).e-Su (1-35) Từ công thức (1-35) đi đến kết luận: Khi Su = 0 ta có chế độ vận chuyển đẳng nhiệt (Tc = Td) Khi Su nhiệt độ lưu chất ở cuối đường ống sẽ bằng nhiệt độ môi trường xung quanh. Nói cách khác, với cùng một điều kiện về lưu lượng và kích thước đường ống, giá trị tới hạn nhỏ Su tương ứng với tổn thất nhiệt nhỏ vào môi trường xung quanh. Trong thực tế, giảm tổn thất nhiệt lượng đạt được nhờ vào việc sử dụng chất cách nhiệt. Khi cho trước tổn hao nhiệt độ (Td – Tc) việc sử dụng chất cách nhiệt cho phép tăng khoảng cách vận chuyển mà không cần gia nhiệt cho dầu. Phương trình Sukhov (1-32) được sử dụng trong trường hợp, khi tại tất cả chiều dài của đường ống, hệ số truyền nhiệt K từ lưu chất vào môi trường là không đổi. Khi thay đổi tính chất lý nhiệt của nền đất dọc theo tuyến ống hay chế dộ dòng chảy của lưu chất thì giá trị K cũng bị thay đổi. Do đó, việc tính toán nhiệt của đường ống sẽ được tiến hành một cách riêng rẽ cho từng đoạn khác biệt bởi đặc trưng của nền đất và chế độ dòng chảy của chất lỏng. 1.4. Tính toán thủy lực đường ống vận chuyển. 1.4.1. Ống dẫn chất lỏng Newton 1.4.1.1. Công thức cơ bản để tính toán thủy lực chất lỏng một pha Để tính toán thủy lực đường ống, cần sử dụng phương trình Bernouli: (1-36) Phương trình nêu tương quan năng lượng tương ứng với điểm đầu và điểm cuối của tuyến ống đơn giản hoặc giữa hai tiết diện nào đó trên tuyến. Z: Thế năng vị trí của chất lỏng, còn gọi là cột áp hình học; : Thế năng áp suất, gọi là cột áp tĩnh; : Tỷ động năng của chất lỏng, cột áp động học hoặc cột áp tốc độ; : Hệ số coriolit, kể đến sự phân bố vận tốc; khi chảy rối chấp nhận 1, khi chảy tầng 2. Đối với chất lỏng thực, có tính chất nhớt thì tổn hao dọc đường hms bao giờ cũng tồn tại và được gọi là cột áp ma sát tính theo công thức Dacry - Weisback (1-37) Hms: Cột áp ma sát, m H2O; : Tổn hao áp suất do ma sát, Pa l : Chiều dài tuyến ống, m; D : Đường kính ống, m; V : Vận tốc chất lỏng, m/s; g : Gia tốc rơi tự do, m/s2; : Mật độ chất lỏng, Kg/m3 : Hệ số sức kháng thủy lực phụ thuộc chế độ chuyển động (số Raynold Re) và độ nhám tương đối của vách ống. (1-38) e: Độ nhám tuyệt đối , cm; Di: Đường kính trong của ống, cm; Chế độ chuyển động của chất lỏng phụ thuộc theo số Reynold, xác định theo công thức: (1-39) Q: Tốc độ thể tích, m3/s v: Tốc độ dài, m/s : Độ nhớt động học, m2/s Di: Đường kính trong của ống, m : Độ nhớt động lực, Pa.s (kg/m.s). Ở chế độ chảy tầng, = f(Re), khi Re <2320, không phụ thuộc vào độ nhám của ống, xác định theo công thức Stock. = (1-40) Ở chế độ chảy rối, khi Re>2320, giá trị được tính toán theo công thức thực nghiệm, tùy theo ba vùng thủy lực. a, Vùng thủy lực phẳng: Hệ số không phụ thuộc vào độ nhám, mà chỉ phụ thuộc vào hệ số Reynolds, trong khoảng: 2320 <Re < (1-41) Ta thường dùng công thức Brasius = 0,3164.Re-0,25 (1-42) b,Vùng chuyển tiếp: Là vùng ma sát hỗn hợp, giá trị phụ thuộc vào cả Re và độ nhám. Giá trị Re trong khoảng : Re < (1-43) Để xác định , người ta đề nghị dùng các công thức “đa năng”. Bản chất nó là : Khi Re lớn thì dùng dạng = f(), còn khi Re bé thì dùng dạng = f(Re). Ở Nga hay dùng công thức Ixaep; (1-44) Hoặc công thức Antơsun: (1-45) K: Độ nhám tương đương e/D. Ở phương tây hay dùng công thức Kolbruc: (1-46) Công thức (1-46) có độ chính xác cao và tương đương đối vạn năng song việc vận dụng khó khăn vì có măt ở hai vế, phải tiến hành tính gần đúng theo phương pháp thử lặp. Công thức (1-45) dễ tính toán hơn và sai số không đáng kể. c, Vùng thủy lực nhám (ma sát bình phương) : chỉ phụ thuộc vào chứ không phụ thuộc vào chế độ chảy Re, thường gọi là cùng tự chỉnh, với mỗi giá trị độ nhám chỉ có một giá trị . Vùng này rất ít gặp trong công nghiệp dầu, trừ khi lúc gặp sự cố hoặc ở giếng khoan hở. Giá trị thường xác định theo công thức Nicurat: (1-47) Để xác định tổn hao ma sát, ngoài công thức (1-37) còn sử dụng công thức tổng quát, do Laybenzon xây dựng trên cơ sở thay v = 4Q/vào công thức (1-37) và vận dụng thêm công thức (1-39) để có: (1-48) Trong đó: Với chế độ chảy dòng, A= 64; m = 1 chảy rối, A = 0,3164; m = 0,25 và ma sát bình thường, A = 0,11 (K/D); m = 0 Để đánh giá tổn hao áp lực theo chiều dài ống, ta dùng khái niệm độ dốc thủy lực là tổn hao ma sát trên một đơn vị chiều dài. (1-49) Ngoài tổn hao ma sát theo chiều dài tuyến ống, ta phải bố trí các van chặn (khóa), van ngược, có các nút cong, các điểm uốn lượn … qua đó, dòng chảy chịu tổn hao thủy lực phụ gọi là tổn thất cục bộ. Chủ yếu phụ thuộc vào cột áp tốc độ, theo công thức: (1-50) Trong đó : : Hệ số kháng cục bộ, phụ thuộc vào Re, độ nhám và độ mở của tiết diện. v: Tốc độ dòng chảy cục bộ. Để thuận lợi, ta thường quy đổi ra chiều dài tương đương lđể tính toán theo công thức Darcy – Weisbach: (1-51) Từ (1-50) và (1-51) : = (1-52) (1-53) Các giá trị của tra cứu theo cẩm nang thủy lực. Khi tính toán tổn hao thủy lực do ma sát có tính đến tổn hao cục bộ ta tính cho chiều dài lý thuyết (llt) bao gồm chiều dài thực (ltt) và chiều dài tương đương (l). llt = ltt + l lms = Với các tuyến ống có độ dốc địa hình và tổn hao cục bộ thì tổng tổn hao sẽ là: (1-54) Dấu “ +” bao gồm tổng các chiều cao nâng và dấu “-” bao gồm các phần hạ thấp của cả tuyến ống. (1-55) 1.4.1.2. Các bài toán a, Bài toán cho tuyến ống đơn giản: Bài toán 1: Xác định khả năng vận chuyển của tuyến ống khi biết đường kính D, chiều dài l, tính chất vật lý chuyển tải, chủ yếu là mật độ và độ nhớt, biết và . Giả thiết với tuyến ống đã lắp đặt sẵn, kể cả trạm bơm, ta phải tính toán Q có thể vận chuyển với áp suất đầu ra cần thiết. Ta giả định các giá trị Qi, tính ra vi và chế độ dòng chảy Re theo công thức (1-39), rồi tính toán hệ số sức kháng thủy lực theo công thức (1-40) hoặc công thức (1-41); thay các giá trị thu được vào (1-50) sẽ có giá trị , lập đồ thị = f(Qi). Từ giá trị = P1-P2 ta xác định được khả năng của tuyến ống Q0 (hình vẽ 1.6a). Bài toán 2; Xác định đường kính tuyến ống D để có thể vận chuyển được lưu lượng Q, khi biết chiều dài , .Bài toán nhằm lựa chọn đường kính ống khi biết công suất trạm bơm, loại chất lưu, chiều dài, cao trình tuyến ống để thỏa mãn lưu lượng vận chuyển Q. Trường hợp này, hệ số sức cản phụ thuộc vào Re và đường kính D nên cách giải thích tương tự như ở bài toán 1. Từ các giá trị đường kính Di ở kho ống, ta tìm ra và xây dựng biểu đồ = f(Di).Từ = P1-P2 ta tìm được D0 (hình 1.6b) Hình 1.6: Biểu đồ xác định Q0 và D0 (b) cho tuyến ống đơn giản khi biết chiều dài l, ,,v. b Bài toán cho tuyến ống phức tạp: Là những tuyến ống đơn có đường kính thay đổi hoặc tuyến có phân nhánh. Tuyến đơn có đường kính thay đổi rất ít gặp, thường là các tuyến đã sử dụng lâu, qua sửa chữa nhiều lần, do nhiều lý do phải thay đổi các đoạn không có cùng kích thước quy chuẩn. Khi đó, mỗi phần có cùng đường kính trong được xem là một tuyến đơn giản. Khi đường kính thay đổi thì tốc độ chất lỏng cũng thay đổi, còn , hình 1.7. Hình1.7: Ống nhiều cấp đường kính Do đó tổng tổn hao là: rP = P1 – Pn = i . li/Di . vi2 / 2 . (2-56) Chúng ta gặp phổ biến các ống phân nhánh (thu gom hoặc phân phối), ống phân dòng (song song), ống theo đường vòng. Trường hợp ống phân nhánh, các nhánh được phân ra từ một ống chính có đường kính không đổi hoặc có đường kính thay đổi. Khi đó, dọc theo tuyến các giá trị Q và tốc độ chuyển động cũng thay đổi. Hình1.8: Tuyến ống được phân nhánh. Trên hình (1.8) chỉ ra sơ đồ phân nhánh từ một tuyến ống chính, giá trị lưu lượng ban đầu là Q1, được chuyển tiếp bởi các giá trị q1 ở các nhánh, với ống gom ta lấy dấu “+” và ống phân phối lấy dấu “-” giá trị lưu lượng đầu ra của tuyến ống là Q2. Q2 = Q1 Q2 = Q1 (1-57) Trường hợp đường kính ống thay đổi D, giả thiết m không thay đổi: Trong đoạn l1, chỉ vận chuyển lưu lượng Q1 (1-58) Trong đoạn l2, vận chuyển lưu lượng Q1 q1 (1-59) Tất cả hao tổn trên tuyến sẽ là: (1-60) Ta thường gặp trường hợp thiết kế các đoạn li có đường kính khác nhau Di khi chiều dài các đoạn và các giá trị qi lớn. Lúc đó cần lưu ý tới nhiệm vụ tăng khả năng vận chuyển, giảm tổn hao ở từng đoạn (khi thu gom) hoặc giảm chi phí kim loại (khi phân phối). Trên đoạn l1, có đường kính D1, vận chuyển chất lưu Q1 (1-61) Trong đoạn l2, có đường kính D2, vận chuyển chất lưu Q1 q1. (1-62) và tổng hao trên tuyến (1-63) Đương nhiên, nếu trên tuyến có sự thay đổi địa hình thì trong các công thức (1-60), (1-63) ta phải cộng thêm các thành phần tổn hao hình học. Để tăng khả năng vận chuyển khi giữ nguyên áp suất hoặc giảm tổn hao ở phần cuối tuyến, người ta thường bố trí sơ đồ ống phân dòng, dạng tuyến ống song song. Từ tuyến ống chính đường kính Dl ta bố trí thêm một tuyến phụ đường kính D2 bảo đảm vận chuyển lưu lượng Q1 và Q2. Hình 1.9: Sơ đồ ống có tuyến phân dòng Trên đoạn phân dòng (hình 1.9) tổn hao cột áp trong cả hai nhánh là như nhau: . Dùng công thức (1-48) ta chứng minh được: (1-64) (1-65) (1-66) Ta đặt Q1 = nQ0 Khi D1 = D2, nếu chảy tầng n = 0,5 nghĩa là lưu lượng hai ống tương đương nhau. Còn ở đặc tính chảy rối hoặc bình phương thì giá trị Q1 bé hơn Q2 tương ứng n= 0,3 và 0,25. Khi cấp nước từ trạm bơm đầu nguồn đến các trạm bơm ép khu vực, người ta thường bố trí tuyến vòng (hình 1.10.). Việc tính toán tương tự như ống song song. Tuy nhiên do có nhiều điểm tiêu thụ nước nên bài toán sẽ phức tạp hơn. ; …. tổng tổn hao ở cả hai nhánh là như nhau: (1-67) Việc tính toán được tiến hành bằng cách thay đổi giá trị Qi và hướng chuyển động sao cho thỏa mãn phương trình (1-67). Mỗi giá trị Qi lựa chọn ta có Q1 + Q2 + Q3 = Q6 + Q5 + Q4 ; Hình 1.10: Tuyến vòng cấp nước cho các trạm ép vỉa Hình vẽ 1.11: Đường cong chảy của chất lỏng Bingham và Newton. 1: Không chảy khi 2: Chảy nút khi 3: Chảy chuyển nối tiếp nút – dòng 4: Chảy dòng 5: Chảy rối 1.4.2. Ống dẫn chất lỏng phi Newton 1.1.2.1. Tính toán thủy lực cho chất lỏng Bingham Ta giả thiết tiết diện chảy nút có bán kính r0, điều kiện để xác định nó tại một thời điểm nào đó là sự cân bằng giữa lực đặt lên đầu tiết diện và lực ma sát xuất hiện trên mặt ngoài của hình trụ . = (1-68) l: Chiều dài đoạn ống; : Giới hạn chảy tối thiểu gây ra sự phân lớp của chất lỏng Bingham. Ta có: (1-69) l t 0 t R dv dr V 0 P 1 P 2 Δ P a) b) c) R ro Hình 1.12: Đặc tính chuyển động của chất lỏng Bingham trong ống (a), phân bố lực cắt (b) và tốc độ chuyển động (c). Nếu r0 = R, chảy nút chiếm toàn bộ diện tích, đạt được sự cân bằng giới hạn, khi giảm áp tới hạn sẽ là: (1-70) Phương trình cân bằng áp suất và lực ma sát cho thời điểm bất kỳ của dòng chảy: (1-71) Trong bài toán này, ta thấy tốc độ chuyển động giảm dần theo dr, cho nên công thức (1-5) để đảm bảo giá trị luôn luôn dương ta phải viết: (1-72) Từ (1-71) và (1-72) ta có: (1-73) Hoặc (1-74) Và v (1-75) Tại r = R thì v = 0 do đó: (1-76) Thay C vào (1-75) ta có: v (1-77) Tổng lưu lượng của dòng chảy Bingham gồm phần chảy chưa phá vỡ cấu trúc Q0 (từ tâm ống đến r0) và phần chảy dòng Q1 (từ r0 đến R). Giá trị lưu lượng phần chảy nút: (1-78) Và giá trị chảy dòng: (1-79) Thay r0 từ phương trình (1-69) và giảm áp , khi đó chất lỏng phi Newton ở bán kính bắt đầu bị kéo với lưu lượng. (1-80) Trong đó = Và giá trị lưu lượng: (1-81) Phương trình (1-81) được gọi là phương trình Bukingan. Tốc độ trung bình của chất lỏng phi Newton: (1-82) Thay trở lại r0/R = , bỏ qua số hạng cuối, vì chỉ chiếm 1,5% ta thu được: (1-83) Thay từ (1-70) và giải ra (1-84) Ta thay D/2 = R và ta có giảm áp (1-85) Trong phương trình (1-85), số hạng đầu đặc trưng cho tổn hao ở phần chảy tầng, số hạng thứ hai là sự gia tăng tổn hao khi kể đến tính chất dẻo của chất lỏng phi Newton. Khi số hạng thứ hai không còn, ta thu được công thức Pauzel. 1.4.2.2. Tính toán thủy lực cho hỗn hợp dầu khí Với các cấu trúc dòng chảy được trình bày ở phần 1.2.1, chúng ta có thể rút ra các cấu trúc có thể quy đổi về chất lỏng một pha. Với dòng có cấu trúc dạng bọt có chứa hàm lượng khí thấp, chuyển động chậm, bọt khí và chất lỏng chuyển động cùng một tốc độ nên khi tính toán thường chấp nhận như môi trường lỏng đơn pha. Nghĩa là cấu trúc này, chất lưu chuyển động theo ống như chất lỏng một pha. Còn với cấu trúc vành khăn (màng phân tán) đặc trưng bởi hàm lượng khí cao, tốc độ chuyển động lớn, ta thường gặp khi vận chuyển khí thiên nhiên ở các mỏ khí ngưng tụ hoặc xảy ra khi vận chuyển khí dầu còn nhiều thành phần nặng như butan, protan. Nói chung cấu trúc này ít gặp ở các mỏ dầu. a, Ranh giới các cấu trúc. Ngoại trừ cấu trúc bọt, khi tính toán người ta chia các cấu trúc ra ba cấp: nút, phân lớp và màng phân tán. Do chế độ phân lớp chỉ có trong ống ngang và ống xuống có độ nghiêng bé nên thường phải phân biệt ranh giới chuyển tiếp từ phân lớp qua nút. Ta có thể quan sát trực tiếp từ các ống thủy tinh và xử lý các số liệu thực nghiệm xây dựng các đường cong theo hệ tọa độ và đặc trưng cho sự tương quan giữa các số Froude. [2, tr.97] (1-86) Từ đó, ta có đường cong phân chia hai vùng cấu trúc phân lớp và nút của dòng chảy, đường cong này được biểu thị bằng một phương trình thực nghiệm như sau: [2, tr.97] (1-87) Các số liệu thực nghiệm với hỗn hợp không khí – nước cho thấy khi dòng cấu trúc nút, khi sẽ có cấu trúc phân lớp và sóng. : Góc nghiêng của ống với phương ngang; : Hệ số sức kháng thủy lực, xác định theo các công thức: (1-88) vl: Tốc độ chảy không áp của chất lỏng trong ống dốc xuôi (do trọng lực) : Tổn hao ma sát trên chiều dài : Cũng có thể tính theo Re=v1.D/v1 theo phương pháp tính lặp gần đúng. Với ống dốc ngược và thẳng đứng sẽ tồn tại ranh giới giữa chảy nút và màng phân tán. Ranh giới thu được bằng kết quả thực nghiệm cho hỗn hợp nước – không khí và dầu – không khí rồi xây dựng đường cong theo hệ tọa độ: và We: là tiêu chuẩn Weber; : Mật độ lỏng, khí; (1-89) : Sức căng bề mặt của hệ thống lỏng - khí. N/m Từ các chất có độ nhớt khác nhau, ta thu được các đường cong ranh giới khác nhau. b. Cấu trúc nút và vành khăn: Thường dùng các phương trình cơ bản mô tả chuyển động của hỗn hợp như sau: (1-90) : Tổng đại số sự chênh lệch địa hình trên tuyến. : Mật độ của hỗn hợp theo hàm lượng thể tích và hàm lượng khí thực tế. Và (1-91) : Hệ số sức cản thủy lực của hỗn hợp. : Là hệ số sức kháng thủy lực kể đến sự chuyển động tương đối giữa các pha Với ống dốc xuôi Với ống nằm ngang và dốc ngược Kc: Hệ số kể đến ảnh hưởng môi trường bão hòa khí tới chuyển động tương đối Ky: Hệ số kể đến độ ổn định các bọt khí trong chất lỏng : Hệ số hòa tan của khí trong dầu, m3/m3.Pa Tuy nhiên, việc xác định hệ số khi chuyển động của hỗn hợp dầu khí theo đường ống thường căn cứ vào sự tương quan giữa gradient áp suất hỗn hợp và gradient áp suất của chất lỏng một pha ở cùng một lưu lượng, nghĩa là . Từ công thức tính cho chất lỏng một pha khi chảy rối trong các ống dốc và nằm ngang, công thức ansotun (1-45) ta có: (1-92) Khi <0,9 (1-93) Khi >0,9 (1-94) : Độ nhớt của khí và dầu bão hòa khí; : Mật độ của khí và của dầu bão hòa khí. Tiêu chuẩn Re cũng có thể xác định theo (1-39) (1-39b) : Độ nhớt động học của hỗn hợp, ở cấu trúc nút và phân tán có dạng: (1-95) Cấu trúc phân lớp: Xuất hiện ở dòng chảy ngang và dốc xuôi, để tránh việc xác định hàm lượng thể tích thực tế, người ta dùng công thức: (1-96) : Hệ số sức cản thủy lực của khí, xác định theo hệ số vh: Tốc độ của hỗn hợp Nếu ta có giá trị hàm lượng khí thực thì dùng công thức Bernoulli: (1-97) Dt: Đường kính thủy lực, : Hàm lượng khí thực : Góc hợp với mặt phân chia khí – dầu. Qs: Lưu lượng dầu bão hòa khí Xác định hàm lượng khí thực Do sự chuyển động tương đối nên ở cấu trúc phân lớp, nút, vành khăn hàm lượng khí thực tế khác với hàm lượng . Theo các nhà nghiên cứu, là một hàm lượng đa biến phụ thuộc vào Frc, hàm lượng , sin, sức căng bề mặt và đường kính ống (chỉ tiêu We) và độ nhớt . Trong đó Frc, , là quan trọng nhất. Kết quả nghiên cứu hỗn hợp không khí – nước cho thấy: - Trong ống nằm ngang, bất luận thế nào ta cũng có hàm lượng thực 4 thì chỉ phụ thuộc vào , = f(). - Trong các ống dốc xuôi, trọng lực làm tăng cường cấu trúc phân lớp cho dòng, đồng thời làm tăng tốc độ chất lỏng cho nên khí chuyển động chậm hơn và luôn có >. Khi tốc độ tăng đến một giới hạn nào đó thì lực quán tính sẽ vượt trọng lực và cấu trúc lớp chuyển qua cấu trúc nút. - Trong các ống dốc ngược, ta luôn có < tương tự như ống nằm ngang vì lúc này trọng lực cản trở tốc độ của chất lỏng, góc càng tăng thì giá trị giảm và đạt giá trị cực tiểu ở góc 450 rồi sau đó lại tăng lên. Điều đó được giải thích rằng: khi bé và chảy chậm phần lớn chất lỏng phân bố theo đường sinh phía dưới, có đường dẫn cho khí vượt qua. Khi tăng góc nghiêng, chất lỏng có xu hướng phân bố đều hơn trong tiết diện, khả năng khí vượt trước sẽ khó khăn hơn. Với tốc độ chuyển động cao, chất lỏng và khí có thể phân bố đều theo tiết diện, ảnh hưởng của góc nghiêng tới không đáng kể. Khi tính chất vật lý của hỗn hợp khác với nước- không khí, nghĩa là > 72.10-3N/m thì phải lưu ý đến ảnh hưởng của chỉ tiêu We. Các nghiên cứu thực nghiệm cho thấy khi Frc >10 thì vai trò của We trở nên rất bé và khi Frc >100 thì độc lập với We. Các thí nghiệm cũng cho thấy khi D >15.10-3m, không bị chi phối bởi D. Lúc đó ta có thể dùng các công thức thực nghiệm từ hỗn hợp không khí – nước. Với ống ngang, chảy nút, Frc >4 =0,18 (2-98) Với ống đứng, hoặc dốc ngược, chảy nút (1-98b) Ở Nga, để xác định hàm lượng khí thực khi chảy nút người ta đề nghị dùng các công thức của Gurov. Với ống dốc ngược: (1-99) Với ống dốc xuôi chảy nút: (1-99a) : Mật độ của dầu. CHƯƠNG 2 NHỊP ĐỘ KHAI THÁC VÀ TÍNH CHẤT DẦU MỎ RỒNG 2.1.Nhịp độ khai thác Mỏ Rồng được đưa vào khai thác từ năm 1994 trên vùng triển vọng đầu tiên của nó (vùng RP – 1 quanh giếng R9). Với những tài liệu hạn chế ban đầu thì tầng 21,22 Mioxen hạ được coi là đối tượng khai thác tương đối đơn giản, thân dầu dạng khối với một ranh giới duy nhất ở độ sâu 2059m. Đến quý I năm 1996, sản lượng dầu khai thác cộng dồn trong 17 tháng là 155 ngàn tấn. Trong 12 giếng khoan thực tế chỉ có 06 giếng hoạt động, lưu lượng trung bình một giếng dao động trong khoảng 50÷60 T/ng.đ, áp suất vỉa trong vùng lấy dầu giảm 25÷50% so với ban đầu, chỉ số dầu khí rất khác nhau (một số giếng chỉ số này rất nhỏ 10÷20% m3/T, một số giếng khác đạt 100÷200% m3/T), nhiều giếng ngập nước với tỷ lệ cao, hầu hết các giếng hiện nay khai thác bằng phương pháp cơ học (máy bơm ly tâm ngầm). Mỏ Rồng được chia làm năm khu vực gồm: - Khu vực Trung tâm Rồng sẽ bắt đầu khai thác vào năm 1994 và sản lượng dầu sẽ đạt lớn nhất vào năm 1995 và sẽ giảm dần về các năm tiếp theo. Đến năm 2010 sản lượng dầu chỉ còn 11,2 nghìn tấn /năm. - Khu vực Đông Nam Rồng là khu vực đóng góp sản lượng dầu chính cho mỏ Rồng vào các năm 1996 đến năm 2005 và năm 2005 cũng là năm mà sản lượng dầu khai thác của khu vực này là lớn nhất. Từ năm 2006 sản lượng sẽ giảm dần và đến năm 2020 sản lượng dầu chỉ còn 105 nghìn tấn/năm. - Khu vực Đông Rồng, Đông Bắc Rồng bắt đầu đưa vào khai thác từ năm 2008. Sản lượng dầu của hai khu vực này sẽ đạt lớn nhất vào năm 2011. - Khu vực Nam Rồng được đưa vào khai thác năm 2010 và là khu vực đưa vào khai thác muộn nhất. Sản lượng dầu lớn nhất đạt được vào năm 2013 và đến năm 2020 sản lượng dầu còn 36,8 nghìn tấn/năm. Qua sản lượng dầu khai thác của khu vực thuộc mỏ Rồng thì sản lượng dầu của mỏ Rồng sẽ đạt lớn nhất vào năm 2011. Lúc đó sản lượng dầu sẽ là 2740 tấn/ng.đ và tương đương với 914 nghìn tấn/năm. Các năm tiếp theo, sản lượng dầu sẽ suy giảm rất nhanh cụ thể là vào năm 2015 sản lượng dầu là 372 nghìn tấn/năm, năm 2020 sản lượng dầu chỉ còn 113 nghìn tấn/năm. Nhịp độ khai thác của mỏ Rồng được thể hiện qua hình 2.1, các bảng 2-1 và 2-2 Hình 2.1: Sản lượng khai thác hàng năm các khu vực mỏ Rồng Các chỉ số công nghệ khai thác dầu bằng phương pháp tự phun và cơ học Tổng mỏ Rồng Bảng 2-1: Các chỉ số công nghệ khai thác dầu tổng mỏ Rồng từ năm 2005 đến 2013 TT Các tham số Đơn vị tính Năm khai thác 2005 2006 2007 2008 2009 2010 2011 2012 2013 1 Tổng lượng dầu khai thác Nghìn tấn 780 708 595 589 821 957 914 677 481 2 Sản lượng dầu Tấn/ngđ 2446 2554 1753 2105 2160 2670 2740 1983 1302 3 Sản lượng chất lỏng Tấn/ngđ 3227 4388 4786 5811 5981 6483 6261 5264 3772 4 Độ ngậm nước trung bình % 24,2 44,1 63,7 63,8 63,9 58,8 56,2 62,3 65,5 5 Yếu tố khí m3/tấn 59 59 59 279 200 185 219 260 300 6 Lượng khí đồng hành Nghìn m3/ngđ 143,1 143,8 101,6 587,5 432,5 494,5 600,3 515,5 390,0 7 Sản lượng dầu khai thác tự phun Tấn/ngđ 2320 2016 1110 1556 1643 2198 2322 1632 1028 8 Sản lượng chất lỏng khai thác tự phun Tấn/ngđ 3029 3606 3101 3516 3012 3119 2970 2478 1931 9 Sản lượng dầu khai thác bằng máy bơm Tấn/ngđ 438 625 549 517 472 418 351 274 10 Sản lượng chất lỏng khai thác bằng máy bơm Tấn/ngđ 781 1685 2295 2969 3364 3291 2786 1841 11 Số lượng máy bơm DN450 hoặc TD610 Chiếc 6 8 10 11 13 14 11 9 6 12 Tổng công suất Kw 180 480 900 1170 1470 1620 1650 1350 790 Các chỉ số công nghệ khai thác dầu bằng phương pháp tự phun và cơ học Tổng mỏ Rồng Bảng 2-2: Các chỉ số công nghệ khai thác dầu tổng mỏ Rồng từ năm 2014 đến 2022 TT Các tham số Đơn vị tính Năm khai thác 2014 2015 2016 2017 2018 2019 2020 2021 2022 1 Tổng lượng dầu khai thác Nghìn tấn 402 372 253 211 185 165 133 87 85 2 Sản lượng dầu Tấn/ngđ 1047 1022 648 550 483 433 347 220 209 3 Sản lượng chất lỏng Tấn/ngđ 3343 3274 3685 3659 2660 2655 2495 1485 1485 4 Độ ngậm nước trung bình % 68,7 68,8 75,9 79,3 81,8 83,7 86,1 85,2 85,9 5 Yếu tố khí m3/tấn 311 117 125 127 126 123 112 135 135 6 Lượng khí đồng hành Nghìn m3/ngđ 326,0 119,5 81,1 70,1 61,0 53,4 38,9 29,7 28,2 7 Sản lượng dầu khai thác tự phun Tấn/ngđ 547 230 114 32 8 Sản lượng chất lỏng khai thác tự phun Tấn/ngđ 1240 680 405 135 9 Sản lượng dầu khai thác bằng máy bơm Tấn/ngđ 500 792 534 518 483 443 347 220 209 10 Sản lượng chất lỏng khai thác bằng máy bơm Tấn/ngđ 2103 2594 2280 2524 2660 2655 2495 1485 1485 11 Số lượng máy bơm DN450 hoặc TD610 Chiếc 9 13 13 15 16 16 14 11 11 12 Tổng công suất Kw 853 1245 1080 1211 1269 1314 1245 674 715 2.2. Thành phần và tính chất của dầu mỏ Rồng 2.2.1. Thành phần Bảng 2-3: Tính chất đặc trưng của dầu thô mỏ Rồng Thông số Giá trị trung bình Mật độ dầu, gr/cc 0,835 Tỷ trọng 0API 38 Nhiệt độ đông đặc 0C 34 Độ nhớt @ 500C, cSt 5,3 Hàm lượng áp suất % 22,9 Hàm lượng nhựa, % 1,97 Hàm lượng asphanlten, % 0,77 Hàm lượng parafin,% 10÷20,3 Lưu huỳnh,% 0,082 Qua bảng 2-3 ta thấy, dầu thô mỏ Rồng thuộc loại nhẹ, tỷ trọng thay đổi từ 0,38 ÷0,87. Nói chung, dầu mỏ Rồng là loại dầu thô sạch chứa rất ít các độc tố, lưu huỳnh, kim loại nặng và các hợp chất của Nitơ. Cụ thể là lượng lưu huỳnh trung bình chỉ chiếm 0,082 ÷0,083 khối lượng. Tổng hàm lượng các kim loại độc như: Niken, vanadi trong dầu thô mỏ Rồng là nhỏ nhất thế giới, nhỏ hơn rất nhiều so với các loại dầu thô khác trên thế giới (chỉ bằng 8% so với dầu Algiri và 0,1% so với dầu thô Venezuela). Dầu thô mỏ Rồng có hàm lượng nhựa – Asphalten rất lớn. Do vậy,nó ảnh hưởng rất lớn đến tính bám dính, và khả năng làm bền vững nhũ tương trong dầu, độ nhớt. Lượng Parafin trong dầu mỏ Rồng là khá lớn, do vậy, dầu thô mỏ Rồng là loại dầu nhiều Parafin. Sự có mặt của Parafin với hàm lượng cao làm cho dầu thô mất tính linh động ở nhiệt độ thấp, ngay cả khi ở nhiệt độ bình thường (nhiệt độ đông đặc của dầu thô mỏ Rồng là 28,5÷32,50C), do vậy đã xuất hiện nhiều khó khăn trong quá trình vận chuyển, tàng trữ, bốc rót… gây lắng đọng trong các thiết bị thu gom, khai thác. 2.2.2. Tính chất lưu biến Hiện nay, để cải thiện tính lưu biến của dầu thô mỏ Rồng và ức chế lắng đọng parafin nhằm mục đích đảm bảo an toàn vận chuyển dầu theo đường ống, XNLD Vietsovpetro phải sử dụng các hóa chất giảm nhiệt độ đông đặc. Ngoài tác dụng làm giảm nhiệt độ đông đặc của dầu, phụ gia còn có khả năng ức chế lắng đọng parafin trên thành ống. Các tính chất lưu biến của dầu mỏ Rồng đã xử lý được trình bày trong bảng 2-4. Trên cơ sở nghiên cứu tính chất lưu biến của dầu, tác động của hiệu ứng trượt và nguy cơ lắng đọng parafin trong thực tế khai thác vận chuyển theo các đường ống có chiều dài lớn nhất của XNLD Vietsovpetro (bảng 2-5) cho thấy không thể bơm dầu chưa xử lý theo các đường ống RP-1è CTP-2èRP-1. Vì công suất máy bơm hiện có trên các công trình khai thác không thể chuyển dịch nổi các lớp lắng đọng mới tạo thành trên ống. Bảng 2-4: Tính chất lưu biến của dầu RC – 2 mỏ Rồng Nhiệt độ dầu. 0C Dầu chưa xử lý hóa phẩm Dầu đã xử lý hóa phẩm trong điều kiện phòng thí nghiệm Ứng suất trượt động,Pa Độ nhớt Pa.s Ứng suất trượt động,Pa Độ nhớt Pa.s 22 27,00 4,300 0,80 0,343 24 5,30 2,470 0,30 0,164 26 2,10 1,420 0,15 0,029 28 1,53 0,860 0 0,060 30 0,56 0,200 0 0,050 Nhiệt độ dầu. 0C Mẫu dầu RC-2 lấy tại RP-1 (1) Mẫu dầu RC-2 lấy tại RP-1 (2) Ứng suất trượt động,Pa Độ nhớt Pa.s Ứng suất trượt động,Pa Độ nhớt Pa.s 22 1,14 0,267 - - 24 0,31 0,131 2,54 0,370 26 0,02 0,068 0,42 0,090 28 0 0,025 0,31 0,090 30 0 0,018 0,18 0,060 Bảng 2-5 :Kết quả đánh giá hiệu ứng trượt đối với các đường ống. Đường ống Chiều dài, km Đường kính trong, mm Áp suất cần thiết để dịch chuyển lắng đọng, atm Lắng đọng parafin t/ng Dầu thô Dầu đã xử lý RC-2 àRP-1 19 394 52,1 2,2 48 RP-1à CTP-2 - Đoạn 1 12 293 44,2 1,9 78 - Đoạn 2 22 394 60,3 2,5 - Tổng 34 - 104,5 4,4 CTP-2àKNCXD - Đoạn 1 22 394 18,5 7,4 90,3 - Đoạn 2 6 293 6,8 2,7 - Tổng 28 - 25,3 10,1 2.2.3. Lắng đọng parafin. Đối với dầu mỏ Bạch Hổ và mỏ Rồng vận tốc lắng đọng parafin của dầu thô mỏ Bạch Hổ cao hơn mỏ Rồng (bảng 2-6, 2-7). Dầu của XNLD Vietsovpetro khi chưa xử lý hóa phẩm có vận tốc lắng đọng parafin cao hơn rất nhiều so với khi đã xử lý và khi tăng nhiệt độ của dầu thô lên thì vận tốc lắng đọng parafin cũng giảm đi rất nhanh (hình 2.2). Bảng 2-6: Lắng đọng parafin từ dầu mỏ của XNLD Vietsovpetro. Nhiệt độ ngón tay lạnh,0C Nhiệt độ dầu, 0C Thời gian thử nghiệm, h Vận tốc lắng đọng parafin, g/m3/ng Dầu Bạch Hổ 24 36 7,0 6840 24 38 8,0 5408 24 47 7,0 5250 24 50 8,0 3203 24 61 8,0 2750 Dầu RC-2 mỏ Rồng 23,5 36 6,8 5912 23,5 39 6,0 4839 23,5 43 6,5 4771 23,5 48 8,5 3697 23,5 53 8,5 2040 Bảng 2-7 :Lắng đọng parafin từ dầu mỏ của XNLD Vietsovpetro (đã xử lý hóa phẩm ở nhiệt độ 800C, định lượng 1000ppm, thời gian thử nghiệm 7h-8h). Nhiệt độ ngón tay lạnh,0C Nhiệt độ dầu, 0C Tên hóa phẩm ức chế lắng đọng parafin Vận tốc lắng đọng parafin, g/m3/ng Dầu Bạch Hổ 22 47 SPF 3009 22 47 SRV 2780 22 47-48 WPI 3204 Dầu RC-2 mỏ Rồng 22 46 CPR 2577 22 46 SPF 2225 22 47 500 ppm SPF + 500 ppm CPR 2299 Hình 2.2. Lắng đọng parafin từ dầu mỏ Rồng CHƯƠNG 3 ỔN ĐỊNH NHIỆT TRONG ĐƯỜNG ỐNG DẪN DẦU – KHÍ 3.1. Cơ chế truyền nhiệt và các yếu tố làm thay đổi nhiệt độ trong hệ thống đường ống ngầm và bề mặt. Dự đoán sự phân bố nhiệt độ trong hệ thống đường ống vận chuyển dầu khí cũng quan trọng như áp suất. Nhiệt độ hidrat hóa khí, đặc tính của pha hơi – lỏng và hàm lượng nước của khí là các đại lượng nhạy cảm với nhiệt độ. Dự đoán nhiệt độ là giai đoạn đầu tiên của quá trình tính toán. Nhiệt được truyền theo ba cơ chế: Sự dẫn nhiệt, trao đổi nhiệt đối lưu và trao đổi nhiệt bức xạ được thể hiện trên các tuyến ống dẫn dầu – khí được lắp đặt ngầm và trên mặt đất. 3.1.1 Sự dẫn nhiệt Xuất hiện khi có sự tiếp xúc vật lý. Nhiệt được truyền rất tốt qua hầu hết các kim loại vì kim loại là chất dẫn nhiệt tốt. Một vật liệu cách nhiệt tốt là một vật liệu dẫn nhiệt kém và ngược lại. Nhiệt độ ở các điểm khác nhau có thể dự đoán được là nhờ ứng dụng cân bằng nhiệt năng. Theo Định luật cân bằng thứ nhất: Giữa nhiệt năng và các dạng năng lượng khác như cơ năng, điện năng có thể chuyển hóa lẫn nhau và khi một lượng nhiệt năng bị tiêu hao thì sẽ nhận được một lượng năng lượng khác tương ứng, còn tổng năng lượng của môi chất thì không thay đổi: Entanpi: H = u + pv + u : nội năng + p, v: áp suất và thể tích. Xét 1 điểm trên đoạn ống có chiều dài L Tg: Nhiệt độ của đất hay nước tại điểm đó. Ti, Ts: Nhiệt độ đầu và cuối của tuyến ống cần xét - Chiều dài đoạn ống L = Ls – Li + Ls , Li : Điểm cuối và điểm đầu đoạn ống cần xét. + : Giá trị trung bình của nhiệt độ trên đoạn ống đang xét + = (-) / ln (/) + = Ti - Tg += Ts - Tg - U: Hệ số truyền nhiệt tổng. Hình 3.1: Sự phụ thuộc giữa chiều dài của đoạn ống và nhiệt độ giữa các điểm Nếu nhiệt độ của dòng cao hơn Tg thì lượng nhiệt truyền đi sẽ âm, còn nếu thấp hơn Tg thì lưu lượng sẽ dương và đường cong sẽ gần với Tg từ dưới. Đường A áp dụng khi ảnh hưởng của áp suất lên entanpi được bỏ qua. Đây là quá trình truyền nhiệt đơn giản và nhiệt độ dòng dầu không hạ xuống thấp hơn Tg. Đường B phản ánh sự thay đổi phụ thuộc thêm của nhiệt độ do ảnh hưởng của áp suất lên entanpi. Trong thực tế, trong các hệ thống đường ống vận chuyển khí, đường này hạ thấp hơn Tg khoảng 2-30C đối với trường hợp giảm áp suất thuần túy. Nếu tuyến ống không giữ được nhiệt của dòng sản phẩm có thể tạo sụt áp dòng lớn gây tắc ống, bẹp ống dẫn đến nổ … thiệt hại sẽ rất lớn. 3.1.2 Trao đổi nhiệt đối lưu. Xảy ra khi có sự chuyển động của không khí bên trên hoặc xung quanh bề mặt của ống vận chuyển dầu khí. Hệ số truyền nhiệt tổng (U) diễn tả tất cả các yếu tố làm thay đổi nhiệt độ của dòng sản phẩm, cơ chế truyền nhiệt này thể hiện rõ qua hệ thống ỗng dẫn ngầm: 1. Hệ số màng giữa dòng và thành ống. 2. Thành ngoài ống. 3. Lớp phủ ống (ổn định nhiệt) 4. Lớp bê tông hoặc móc nối. 5. Cát đắp. 6. Đất tự nhiên gần ống dẫn có nhiệt độ cao hơn nhiệt độ thường. Đối với các đường ống dẫn ngầm chôn dưới đất, các yếu tố 1,2,3,5 và 6 và các ống ngầm chôn dưới đáy biển có trở lực 1,2,3,6, làm thay đổi nhiệt độ dòng sản phẩm trong ống. Trở lực 6 cần được chỉnh sao cho việc tăng nhiệt độ xung quanh ống dẫn cao hơn Tg. Theo các nghiên cứu, nhiệt độ đất trong khoảng cách 5m từ thành ống dẫn ra cao hơn nhiệt độ đất. Đây là yếu tố lớn làm giảm nhiệt độ dòng. Hệ số (U) được tìm thấy qua thực nghiệm, các ống thu gom và ống dẫn không có lớp ổn định nhiệt cho thấy U = 5÷20% ( kJ/giờ.m3.K). Phần lớn các giá trị xác định được thường thấp hơn giá trị này 1/3. Nhiệt độ Tg không phải là giá trị cố định mà ở mức độ nào đó phụ thuộc vào nhiệt độ của không khí, 1 hoặc 2 tháng. Đường ống chôn trong nước ở độ sâu lớn hơn 30m có nhiệt độ gần như nhau. Một số đáy hồ có nhiệt độ thay đổi không quá 30C trong 1 năm. Vì Tg thay đổi nên giá trị (U) cũng thay đổi. Trong mua hè (U) có thể cao hơn mùa đông 50 ÷ 60%. 3.1.3 Trao đổi nhiệt bức xạ Trao đổi nhiệt bức xạ trên tuyến ống được mô tả với hiện tượng: ta cảm thấy ấm lên khi đứng dưới mặt trời hoặc bên cạnh một lò sưởi. Cơ chế truyền nhiệt này thể hiện rõ ở ống dẫn trên mặt đất. Phương trình (1) và (2) không áp dụng cho tuyến ống dẫn trên mặt đất do không có giá trị Tg. Dự đoán nhiệt độ cực đại của dòng chảy trong ống dẫn (T) là kết quả của việc nhận nhiệt ban ngày từ mặt trời do bức xạ và mất nhiệt do đối lưu với không khí. Nhiệt độ phụ thuộc vào các yếu tố như: - Thời gian ban ngày. - Điều kiện khí quyển. - Nhiệt độ không khí (Ta). - Tốc độ gió. - Màu và tính chất của bề mặt ống. - Vận tốc chảy và tính chất của dòng trong ống dẫn. T = + T: Nhiệt độ cực đại của dòng, 0F. + Ta: Nhiệt độ không khí môi trường. 0F + R: Lượng bức xạ mặt trời, Btu.giờ/ft2. + ha: Hệ số màng của không khí cho quá trình đối lưu, Btu/ft2.giờ. 0F. Giá trị T thường không vượt quá giá trị trung bình từ 10÷160F. Nhiệt độ thực thường thấp hơn nhiệt độ trung bình trừ phi xét trên đoạn ống trần rất dài. Đặc tính của dòng chảy, vận tốc, chiều dài ống, mùa trong năm, điều kiện địa lý… đều ảnh hưởng đến giá trị T. Giá trị T luôn thay đổi theo thời gian. 3.2 Cấu tạo hệ thống ổn định nhiệt Sự thay đổi nhiệt độ trong ống dẫn dầu khí cho ta thấy cần phải có một chất gì đó (hóa học) làm giảm sự trao đổi của dòng sản phẩm ra bên ngoài. Tuy nhiên điều đó sẽ làm giảm tính chất dòng và sản phẩm cuối phải mất thêm một khâu tinh chế lại. Để đơn giản, chúng ta làm cho ống dày lên. Vấn đề ổn định nhiệt tuyến ống thực chất đã có từ lâu trên thế giới, chúng được quan tâm từ khâu thiết kế đến khâu vận hành. Một vật liệu hoặc tổ hợp các vật liệu được dùng để cản trở dòng nhiệt được gọi là hệ thống ổn định nhiệt. Mục đích là làm giảm vận tốc trao đổi năng lượng quan ống dẫn. Hiện nay có hai dạng ổn định nhiệt là: Một lớp và nhiều lớp. Mỗi dạng phụ thuộc vào giới hạn cơ học vật liệu và tính kinh tế. Hình3.2: Mặt cắt ngang của hệ thống ổn định nhiệt một lớp và nhiều lớp - Cơ chế truyền nhiệt qua lớp ổn định nhiệt được đánh giá bằng mối quan hệ hàm số giữa nhiệt tỏa của lớp ổn định nhiệt theo độ dày, nhiệt độ làm việc của bề mặt, các đặc tính bề mặt của lớp mỏng bao bên ngoài và các điều kiện môi trường xung quanh. 3.2.1 Dòng nhiệt truyền qua ống có một lớp vật liệu ổn định nhiệt. Giả sử lớp ổn định nhiệt một lớp làm bằng vật liệu đồng chất có hệ số dẫn nhiệt không thay đổi và chiều dày , chiều dài l, bán kính bề mặt trong và bề mặt lớp ổn định nhiệt là r1 và r2, t1 và t2 là nhiệt độ bên trong và bên ngoài ống (0F). Mặt trong và mặt ngoài của ống là mặt đẳng nhiệt. Vì vậy, các mặt đẳng nhiệt là các mặt trụ đồng tâm và nhiệt độ thay đổi theo phương bán kính. Quá trình dẫn nhiệt là quá trình dẫn nhiệt ổn định một chiều: t = f(r) Ở một điểm bất kỳ trong vách trụ, tương ứng với bán kính r ta tách hai mặt đẳng nhiệt cách nhau đoạn dr, có độ chênh lệch nhiệt độ dt. Mật độ nhiệt qua vách có bán kính r: q= Dòng nhiệt qua vách đó: Q = q.F = Trong đó: F: Diện tích của mặt vách F=2.r.l Từ đó: Q = -2 .r.l . Hay: dt = Tích phân cả 2 vế ta có: Như vậy hiệu số nhiệt độ của vách trụ Dòng nhiệt qua vách trụ: Trong đó: + : Là hệ số dẫn nhiệt (Btu.in/h.f..t2.0F) + l : Là chiều dài ống (ft) + t1, t2: Nhiệt độ trong và bên ngoài ống (0F) + r1, r2: Bán kính bề mặt trong ống và bề mặt ngoài lớp ổn định nhiệt (in). 3.2.2 Dòng nhiệt truyền qua ống có nhiều lớp vật liệu ổn định nhiệt. Giả sử lớp ổn định nhiệt gồm nhiều lớp, các lớp làm bằng vật liệu đồng chất, có hệ số dẫn nhiệt là bán kính của các lớp tương ứng r1, r2, r3 …rn. Mặt trong và mặt ngoài của vách trụ là các mặt đẳng nhiệt có nhiệt độ t1 ; tn+1. Các lớp ghép rất sát nhau và nhiệt độ mặt tiếp xúc giữa các lớp là t2, t3 … chưa biết (hình 3.3b). Hình 3.3 Ổn định nhiêt một lớp và nhiều lớp + Dòng nhiệt qua lớp 1: Ql = + Hiệu số nhiệt độ qua lớp 1: t1 – t2 = + Dòng nhiệt qua lớp 2: Ql = + Hiệu số nhiệt độ qua lớp 2: T2 – t3 = ………………………… + Dòng nhiệt qua lớp n: Ql = + Hiệu số nhiệt độ qua lớp n: Tn – tn+1 = Từ đó ta có thể xác định được hiệu số nhiệt độ của vách trụ nhiều lớp. T1 – tn+1 = Dòng nhiệt qua vách trụ nhiều lớp. 3.3 Các dạng hệ thống ổn định nhiệt áp dụng ở Việt Nam 3.3.1 Ống một lớp Thường áp dụng trên các ống đơn giản như chân giàn khoan, các đường ống dẫn khí nhỏ … phục vụ trên các giàn khoan hay trong nội bộ nhà máy. Ổn định nhiệt một lớp áp dụng nhiều trong công tác bảo dưỡng đường ống định kỳ. Với những loại ống này chủ yếu sử dụng các lớp sơn phủ. Do các lớp sơn phủ rất mỏng (micron) nên thực tế vẫn coi đây là ống ổn định nhiệt một lớp. Trước khi tiến hành sơn phủ cần lưu ý: Đánh sạch ống sau đó quét một lớp nhũ trắng (Spirit) lên bề mặt ống. Tiến hành sơn lót, lớp sơn lót phải mỏng Các lớp sơn tiếp theo phải tuân thủ các yêu cầu đặt ra Bảng 3.1: Các bước tiến hành sơn phủ Loại sơn Độ dày lớp sơn(micron) Số lớp Thời gian sơn lớp sau (giờ) Sơn Dzim 1500 (nguyên chất) 65 1 24 Eromarine EX500 25 2 8 Eromarine EX500 75 3 8 Retan 6000 100 4 8 Retan 6000 40 5 6 Tổng cộng 350 5 54 3.3.2 Ống nhiều lớp vật liệu ổn định nhiệt. Sản phẩm vận chuyển trong các tuyến ống dầu khí được coi là các chất lỏng truyền nhiệt đã được gia nhiệt hay làm mát tới giá trị nhiệt độ thiết kế và được duy trì ổn định trong suốt quá trình vận chuyển. Điều này phụ thuộc vào thiết bị vận chuyển. Với ống ổn định nhiệt nhiều lớp, sự truyền nhiệt ra bên ngoài ống sẽ giảm theo sự gia cố các lớp ổn định nhiệt tạo môi trường ổn định cho dòng sản phẩm. Các vật liệu dùng trong ống ổn định nhiệt dầu khí thường là bông khoáng silicat hoặc thủy tinh thể. Trong hầu hết các trường hợp do dao động nhiệt lớp ở mỗi lớp đòi hỏi hệ thống ổn định nhiệt tổng hợp. Với ống có 2 lớp vật liệu ổn định nhiệt, khi kết hợp các vật liệu bông khoáng và thủy tinh thể còn có thể phục vụ cho yêu cầu bảo vệ, vật liệu bông khoáng sẽ tạo ra một vùng đệm giữa lớp kim loại và lớp thủy tinh thể, và lớp thủy tinh thể sẽ chống được quá trình bốc hơi khi nhiệt độ trong hệ thống xuống thấp hơn môi trường bên ngoài ống tránh hiện tượng sụt áp lớn. Với ống có trên hai lớp ổn định nhiệt cũng tương tự nhu vậy nhưng cần phải xem xét môi trường đặt ống để tránh mối nguy hiểm về cháy nếu chúng hấp thụ vào vật liệu ổn định nhiệt có khả năng thẩm thấu. Ngoài ra, tùy thuộc vào các điều kiện địa chất, môi trường bên ngoài ống, sản phẩm vận chuyển… mà tăng lớp vật liệu ổn định nhiệt cho tuyến ống. Ống vận chuyển khí hai pha Nam Côn Sơn có 3 lớp ổn định nhiệt (không kể lớp sơn) còn ống vận chuyển khí Rạng Đông Bạch Hổ chỉ có 2 lớp ổng định nhiệt (không kể lớp sơn). Bảng 3.2: Nhiệt độ của một số vật liệu cách nhiệt đang áp dụng Vật liệu cách nhiệt Nhiệt độ chịu đựng cực đại 0F Nhiệt độ chịu đựng cực tiểu 0F Độ thẩm thấu Silicat Canxi 1000 250 NA Thủy tinh thể 900 -450 0,005 Bọt elastom 200 -40 0,3 Bông thủy tinh 850 42 75 Bông khoáng 1200 42 150 Perlite (đá trân châu) 1000 250 18 Bọt Phend 300 75 6-7 CHƯƠNG 4 TÍNH TOÁN TỔN HAO ÁP SUẤT TRÊN ĐƯỜNG ỐNG VẬN CHUYỂN DẦU TỪ RP-2 MỎ RỒNG VỀ GIÀN CNTT-2 MỎ BẠCH HỔ 4.1.Sơ đồ tuyến ống Hình 4.1 Sơ đồ vận chuyển dầu từ RP-2 mỏ Rồng về giàn CNTT-2 mỏ Bạch Hổ 4.2. Nhiệm vụ tính toán. Như đã trình bày ở chương 2, căn cứ vào nhịp độ khai thác và tính chất dầu của mỏ Rồng thì nhiệm vụ tính toán đối với đường ống là phải đảm bảo khả năng vận chuyển sản lượng dầu khai thác vào năm 2011, khi đó tổng sản lượng dầu khai thác của mỏ Rồng là 2740 tấn/ng.đ. Theo như nhịp độ khai thác, tính đến năm 2011 mỏ Rồng ngừng khai thác giàn RP-1. Căn cứ vào sơ đồ tuyến ống RP-2 về giàn CNTT số 2 (CTP-2) của mỏ Bạch Hổ ta sẽ tính toán vận chuyển dầu từ RP-2 về CTP-2 theo sơ đồ tính toán sau: Hình 4.2. Sơ đồ tính toán Dầu khai thác lên từ các giàn BK8 và BK4 của mỏ Bạch Hổ là hỗn hợp. Do vậy, nếu bơm dầu vào đường ống từ RP-2 về CTP-2 sẽ gây ra rất nhiều khó khăn trong quá trình vận chuyển vì khi đó tính chất dòng chảy của dầu sẽ rất phức tạp. Vì thế nên ta chỉ tính cho q2 của giàn MSP-12. 4.3. Áp dụng tính toán tổn hao áp suất trên đường ống vận chuyển dầu từ RP-2 mỏ Rồng về giàn CNTT CTP-2 mỏ Bạch Hổ. Để minh họa cho phần này sẽ chọn ba chế độ chảy của chất lỏng có thể gặp ở mỏ Rồng. 1. Với chế độ chảy tầng 2. Với chế độ chảy rối 3. Với chế độ chảy ma sát bình phương (vùng thủy lực nhám) 4.3.1.Tính toán cho tuyến ống từ RP-2 về đến RP-1 Lưu lượng vận chuyển: Q = 2740 T/ng.đ = 0,0832 (m3/s) Chiều dài tuyến ống: l1 = 9500 (m) Đường kính ống và bề dày: (D x ) = 325 x 16 (mm) à Đường kính trong ống: D = 325 - 2 x 16 = 293 (mm) Nhiệt độ tính toán: T = 260C Độ nhám tuyệt đối thành ống: = 0,2 (mm) Độ nhám tương đối: (mm) Khối lượng riêng của dầu ở 200C: (kg/m3). => Khối lượng riêng của dầu ở T = 260C được trình bày theo công thức : Với = 0,01828 – 0,001320 => kg/m3 Áp dụng công thức (2-58) ta có: Khi đó trên tuyến ống RP-2 đến RP-1 có tổn hao áp suất là: - Với chế độ chảy tầng: A = 64, m = 1 ta có: = 40,67 Tổn hao áp suất với chế độ chảy tầng là: Pa - Với chế độ chảy rối: A = 0,3164, m = 0,25 = 0,242 Tổn hao áp suất với chế độ chảy rối là : Pa - Với chế độ chảy ma sát bình phương : A = m = 0 . = 0,230 Tổn hao áp suất với chế độ chảy rối là: Pa 4.3.2. Tính toán cho tuyến ống từ RP-1 đến MSP-12 Ở tuyến ống này có q1 = 0 nên tương tự như phần trên ta cũng tính được tổn hao áp suất trên đoạn ống này như sau: Chiều dài tuyến ống : l2 = 12000 (m) Tổn hao áp suất của tuyến ống tính theo công thức: - Với chế độ chảy tầng : A = 64, m = 1 ta có tổn hao áp suất là: Pa - Với chế độ chảy rối: A = 0,3164, m = 0,25 ta có tổn hao áp suất là: Pa - Với chế độ chảy ma sát bình phương: A = , m = 0, ta có tổn hao áp suất là: Pa 4.3.3. Tính toán cho tuyến ống từ MSP-12 về đế CTP -2 Trên tuyến ống này lưu lượng sẽ được tăng lên q2 = 5000 tấn/ng.đ = 0,069 m3/s. Chiều dài tuyến ống l3 = 10710 (m) Tổn hao áp suất của tuyến đường ống tính theo công thức: - Với chế độ chảy tầng : A = 64, m = 1 ta có tổn hao áp suất là: Pa - Với chế độ chảy rối: A = 0,3164, m = 0,25 ta có tổn hao áp suất là: Pa - Với chế độ chảy ma sát bình phương; A = , m = 0, ta có tổn hao áp suất là: Pa Tổng tổn hao áp suất trên toàn tuyến ống là : - Đối với chế độ chảy tầng: Pa - Đối với chế độ chảy rối: Pa -Đối với chế độ chảy ma sát bình phương: Pa Qua việc tính toán tổn hao áp suất khi vận chuyển dầu từ RP-2 về CTP-2 ta thấy rằng: - Cần phải lắp thêm các máy bơm trên các giàn RP-1 và MSP-12 để vận chuyển được dầu về đến CTP-2. - Với chế độ chảy tầng thì tổn hao áp suất lớn hơn rất nhiều so với chảy ma sát bình phương. 4.4. Áp dụng tính toán tổn hao áp suất trên đường ống vận chuyển dầu từ RP-2 mỏ Rồng về giàn CNTT CTP-2 mỏ Bạch Hổ theo hai mô hình Bingham và Newton. Để minh họa cho phần này ta sẽ chọn hai mô hình vận chuyển chất lỏng có thể gặp ở mỏ Rồng. 1. Theo mô hình Newton với giả thiết dầu được xử lý đạt yêu cầu: nhiệt độ đông đặc thấp hơn nhiêt độ môi trường 30 - 50C. 2. Theo mô hình Bingham với giả thiết dầu chưa được xử lý hoặc xử lý không đạt yêu cầu có khả năng xảy ra sự lắng đọng (kết tinh) parafin, Cả hai mô hình trên đều giả định cho tuyến ống từ giàn RP-2 mỏ Rồng về RP-1 thuộc trong khu vực mỏ Rồng. 4.4.1. Các thông số của tuyến ống từ RP-2 về đến RP-1 Lưu lượng vận chuyển: Q = 1000÷3000 T/ng.đ Chiều dài tuyến ống: L = 9500 (m) Đường kính ống và bề dày: (D x ) = 325 x 16 (mm) => Đường kính trong ống: D = 325 - 2 x 16 = 293 (mm) Nhiệt độ tính toán: T = 260C Độ nhám tuyệt đối thành ống: = 0,2 (mm) Độ nhám tương đối: (mm) Khối lượng riêng của dầu ở 200C: (kg/m3). => Khối lượng riêng của dầu ở T = 260C được trình bày theo công thức : Với = 0,01828 – 0,001320 => kg/m3 4.4.2. Vận chuyển dầu theo quy luật Newton. Với giả thiết dầu được xử lý hóa phẩm và là chất lỏng Newton, độ nhớt của dầu ở điều kiện nhiệt độ T = 260C theo bảng 1.3. Pa.s Tính với lưu lượng : Q = 4000 T/ng = > Q = 0,0558 m3/s Vận tốc trung bình của dòng chảy: (m/s) Hệ số Reynol (Re) được tính theo công thức: Re = 5298,982 Ta thấy Re = 5298,982 > 2320 do đó dòng chảy ở chế độ chảy rối. Mặt khác 2320 < Re < 105. Trạng thái dòng chảy đối với ống nhẵn (rối thành trơn) từ công thức (1-42) ta có: Vậy tổn hao áp suất được xác định theo công thức (1-37) Kết quả tính toán lưu lượng khác nhau được trình bày trong bảng 4.1 4.4.3. Vận chuyển dầu theo quy luật phi Newton (mô hình bingham) với các thông số ở trên và số liệu riêng. Độ nhớt, ứng suất trượt lấy theo công thức (1-6c) => (Pa.s) Ứng suất trượt động tính theo công thức (1-6e) , (Pa.s) Ứng suất trượt tĩnh tính theo công thức (1-6g) (Pa.s) Tính lưu lượng Q = 4000 T/ng.đ => Q = 0,0558 m3/s Vận tốc chảy: (m/s) Hệ số Reynol được tính theo công thức sau: Ta thấy Re* = 274,70 < 2320 vậy dòng chảy ở chế độ chảy tầng. Hệ số sức cản thủy lực: . Vậy tổn thất do ma sát là: (Pa). Các kết quả tính toán với lưu lượng khác nhau được ghi trong bảng 4-2. Từ các kết quả được trình bày trong bảng 4-1 và bảng 4-2 và hình vẽ 4-2 về mối quan hệ giữa lưu lượng và tổn hao áp suất, ta rút ra một số nhận xét: - Tổn thất áp suất của dầu phi Newton lớn hơn dầu Newton ở đoạn chuyển tiếp giữa hai chế độ chảy tầng và chảy rối, các bước nhảy do sự thay đổi chế độ chảy. Trong đoạn chảy tầng thì quan hệ giữa hai đại lượng (vận tốc) vận chuyển và tôn hao áp lực là quan hệ tuyến tính, còn ở đoạn chảy rối là quan hệ đường cong đối với cả hai loại dầu trên. - Trước khi vận chuyển cần xử lý dầu để giảm tổn hao áp suất khởi động và các phức tạp khác. Bảng 4-1: Quan hệ giữa lưu lượng Q và tổn hao áp suất trên tuyến ống từ RP-2 về đến RP-1 theo mô hình Newton. Q(*.103 T/ng.đ) v(m/s) Re (*10-2) (*105 Pa) 1 0.207 1325 5.244 0.030 2 0.414 2649 4.410 0.102 3 0.621 3974 3.985 0.207 4 0.828 5299 3.708 0.342 5 1.035 6624 3.507 0.505 6 1.242 7948 3.351 0.695 7 1.449 9273 3.224 0.910 8 1.656 10598 3.118 1.150 9 1.863 11923 3.028 1.413 10 2.070 13247 2.949 1.699 11 2.277 14572 2.880 2.008 12 4.484 15897 2.818 2.338 13 2.691 17222 2.762 2.689 14 2.898 18546 2.711 3.062 15 3.105 19871 2.665 3.455 16 3.312 21196 2.622 3.868 17 3.519 22521 2.583 4.3041 18 3.726 23845 2.546 4.753 19 3.33 25170 2.512 5.225 20 4.140 26495 2.480 5.716 21 4.347 27820 2.450 6.225 22 4.554 29744 2.422 6.753 23 4.761 30469 2.395 7.299 24 4.968 31794 2.369 7.864 25 5.175 22119 2.345 8.446 26 5.382 34443 2.323 9.046 27 5.589 35768 2.301 9.664 28 5.796 37093 2.280 10.299 29 6.003 38418 2.260 10.951 30 6.210 39742 2.241 11.620 Bảng 4-1: Quan hệ giữa lưu lượng Q và tổn hao áp suất trên tuyến ống từ RP-2 về đến RP-1 theo mô hình Bingham Q(*.103 T/ng.đ) v(m/s) Re (*10-2) (*105 Pa) 1 0.207 18 3.578 2.06 2 0.414 71 0.906 2.09 3 0.621 157 0.408 2.12 4 0.828 275 0.233 2.14 5 1.035 424 0.151 2.17 6 1.242 603 0.106 2.2 7 1.448 811 0.079 2.23 8 1.655 1046 0.061 2.26 9 1.862 1308 0.049 2.28 10 2.069 1595 0.040 2.31 11 2.276 1907 0.034 2.34 12 2.483 2243 0.029 2.37 13 2.690 2602 0.025 2.4 14 2.897 2983 0.021 2.42 15 3.104 3385 0.019 2.45 16 3.311 3808 0.017 2.48 17 3.518 4251 0.015 2.51 18 3.725 4714 0.014 2.53 19 3.931 5195 0.012 2.56 20 4.138 5694 0.011 2.59 21 4.345 6211 0.010 2.62 22 4.552 6745 0.009 2.65 23 4.759 7295 0.009 2.67 24 4.966 7862 0.008 2.7 25 5.173 8443 0.008 2.73 26 5.380 9040 0.007 2.76 27 5.587 9651 0.007 2.79 28 5.794 10277 0.006 2.81 29 6.001 10916 0.006 2.84 30 6.208 11568 0.006 2.87 Hình 4.3: Lưu lượng khai thác (Q) và tổn hao áp suất l Dầu là chất lỏng Newton. n Dầu là chất lỏng Bingham. KẾT LUẬN Qua quá trình làm đồ án tốt nghiệp về đề tài “ Tính toán thủy lực tuyến ống từ giàn RP 2 – mỏ Rồng về giàn CNTT số 2 mỏ Bạch Hổ” em rút ra một số kết luận sau: Như đã đề cập ở chương 1, vấn đề xung động áp suất trong vận chuyển hỗn hợp dầu khí là không thể tránh khỏi khi vận chuyển đồng thời trong đường ống hỗn hợp dầu khí. Do đó, ta cần phải lựa chọn biện pháp giảm xung cũng như lựa chọn các thiết bị khử xung cho phù hợp nhằm đảm bảo sự vận hành và đạt kết quả cao cho đường ống. Hệ thống đường ống vận chuyển dầu được đặt ngầm dưới biển và không được bảo ôn nhiệt độ, trong điều kiện đó rất dễ xảy ra hiện tượng kết tinh và lắng đọng parafin trên thành ống, gây hạn chế tốc độ dòng chảy, dẫn đến nguy cơ tắc đường ống và tổn hao áp suất khi vận chuyển, vì vậy dầu cần phải được xử lý nhiệt trước khi vận chuyển. Hiện nay vẫn chưa có một mô hình toán học hoàn chỉnh nào cho phép dự đoán chính xác lắng đọng parafin trong đường ống vẫn chuyển dầu giàu parafin Lắng đọng parafin tạo thành từ dầu đã được xử lý hóa phẩm trong các đường ống RP 2 à RP 1, RP 1 à CTP 2 của XNLD Vietsovpetro là những lắng đọng mềm nên có thể tẩy rửa bằng condensate thu gom từ giàn CTP 2, bơm dầu với vận tốc tối đa có thể hoặc bơm thêm nước biển. Định kỳ nạo vét lắng đọng mới hình thành bằng các biện pháp cơ học hay hóa học (dùng dung môi phù hợp hay condensate ngưng tụ). Các hệ thống ổn định nhiệt sử dụng nhiều lớp hiện đang được sử dụng nhiều ở Việt Nam trong các ống vận chuyển dầu khí cũng như các sản phẩm lạnh, nóng khác có yêu cầu cao về độ an toàn. Còn các vật liệu ổn định nhiệt một lớp thường được dùng trong công tác bảo dưỡng tuyến ống dầu khí định kỳ hay làm lớp ổn định cho các sản phẩm trong các ngành dân dụng, dân sinh. TÀI LIỆU THAM KHẢO [1]. PGS – TS Võ Xuân Minh Giáo trình cơ sở kỹ thuật nhiệt, ĐH Mỏ Địa Chất (2003). [2]. PGS – TS Lê Xuân Lân Giáo trình thu gom xử lý dầu - khí - nước. ĐH Mỏ Địa Chất (2005). [3]. TH.Sĩ – Nguyễn Văn Thịnh Giáo trình đường ống bể chứa ĐH Mỏ Địa Chất. [4]. Hội nghị khoa học và công nghệ lần thứ 9 ĐH Bách Khoa TP.HCM (2005). [5]. Nguyễn Hữu Chi Cơ học chất lỏng ứng dụng tập 1, (1973) [6]. XNLD Vietsovpetro - Báo cáo “Chính xác hóa sơ đồ phát triển tổng thể mỏ Rồng” - Hà Văn Bích, Tống Cảnh Sơn, Lê Đình Hòe: “Mô hình lắng đọng parafin mềm trong ống vận chuyển dầu tại XNLD” [7]. Viện dầu khí: Tuyển tập báo cáo hội nghị KHCN “Viện dầu khí 25 năm xây dựng và trưởng thành”. [8]. Tuyển tập báo cáo 35 năm ngành dầu khí Việt Nam. MỤC LỤC