TẬP ĐOÀN DẦU KHÍ VIỆT NAM TRƯỜNG ĐẠI HỌC DẦU KHÍ VIỆT NAM KHOA DẦU KHÍ ---- ⸗ ----
ĐỒ ÁN CÔNG NGHỆ ĐỀ TÀI: THIẾT K Ế HỆ THỐNG LÀM NGỌT KHÍ BẰNG PHƯƠNG PHÁP HÓA HỌC MỎ CÁ VOI XANH CÁN BỘ HƯỚNG DẪN TS.Dƣơng Chí Trung
SV THỰC HIỆN Nguyễn Duy Hải Hải Bùi Thị Ngọc Dung Phạm Minh Tuấn
Bà Rịa – Vũng – Vũng Tàu, tháng 6/2017
MSSV 03PPR110008 03PPR110005 03PPR110027
TRƢỜNG ĐẠI HỌC DẦU KHÍ VIỆT NAM KHOA DẦU KHÍ
CỘNG HÕA XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
Độc lậ p – T Tự do – H Hạnh phúc
Bà Rịa, ngày
tháng
năm 2017
ĐỒ ÁN ĐỒ ÁN CÔNG NGHỆ
1.
Bộ môn: Lọc Hóa Dầu
2.
Khóa, ngành học: K3 LHD
3.
Học phần: Đồ án Quá Trình Thiết Bị
4. xanh. xanh.
Tên đồ án: Thiết k ế hệ thống làm ngọt khí bằng phƣơng pháp hóa họ c mỏ cá voi
5.
Sinh viên thự c hiện: 1.
Nguyễn Duy Hải
2.
Bùi Thị Ngọc Dung
3.
Phạm Minh Tuấn
Học k ỳ:
6.
Giảng viên hƣớ ng ng dẫn: TS.Dƣơng Chí Trung - Khoa Dầu Khí
7.
Ngày giao nhiệm vụ: 03/03/2017
8.
Ngày hoàn thành nhiệ m vụ: 20/06/2017
9.
Các yêu cầu khác:
8
Ngày … tháng …năm 2017 CÁN BỘ HƢỚ NG DẪ N
TRƢỞ NG BỘ MÔN
TRƢỜNG ĐẠI HỌC DẦU KHÍ VIỆT NAM KHOA DẦU KHÍ
CỘNG HÕA XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
Độc lậ p – T Tự do – H Hạnh phúc
Bà Rịa, ngày
tháng
năm 2017
ĐỒ ÁN ĐỒ ÁN CÔNG NGHỆ
1.
Bộ môn: Lọc Hóa Dầu
2.
Khóa, ngành học: K3 LHD
3.
Học phần: Đồ án Quá Trình Thiết Bị
4. xanh. xanh.
Tên đồ án: Thiết k ế hệ thống làm ngọt khí bằng phƣơng pháp hóa họ c mỏ cá voi
5.
Sinh viên thự c hiện: 1.
Nguyễn Duy Hải
2.
Bùi Thị Ngọc Dung
3.
Phạm Minh Tuấn
Học k ỳ:
6.
Giảng viên hƣớ ng ng dẫn: TS.Dƣơng Chí Trung - Khoa Dầu Khí
7.
Ngày giao nhiệm vụ: 03/03/2017
8.
Ngày hoàn thành nhiệ m vụ: 20/06/2017
9.
Các yêu cầu khác:
8
Ngày … tháng …năm 2017 CÁN BỘ HƢỚ NG DẪ N
TRƢỞ NG BỘ MÔN
TRƢỜNG ĐẠI HỌC DẦU KHÍ VIỆT NAM KHOA DẦU KHÍ
CỘNG HÕA XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
Độc lậ p – T Tự do – H Hạnh phúc
Bà R ịa, ịa, ngày
tháng
năm 2017
NHIỆM VỤ ĐỒ ÁN MÔN HỌC
Họ và tên SV: Nguyễn Duy Hải
03PPR110008
Bùi Thị Ngọc Dung
03PPR110005
Phạm Minh Tuấn
03PPR110028
Ngành: Lọc-Hóa Dầu Lớ p: K3-Lọc Hóa Dầu 1.
Tên Đồ án môn học: Thiết k ế hệ thống làm ngọt khí bằng phƣơng pháp hóa họ c
mỏ Cá Voi Xanh. 2.
Nhiệm vụ: Nội dung yêu cầu và số liệu ban đầu:
Thành hần ỏ h Cá Vi anh
% thể tch
Nitrogen
7,80
Carbon Dioxide
5
Hydrogen Hydrog en Sulphide
0,5
Methane
73,70
Ethane
11,93
Propane
0,42
i-Butane
0,08
n-Butane
0,1
i-Pentane
0,06
n-Pentane
0,04
Hexanes
0,06
Heptanes +
0,31
-
Lƣợng khí đầu vào: 120 triệu m3/năm
-
Nhiệt độ làm việc của tháp: 90 oF
-
Áp suất làm việc: 900 (psia)
-
Nội dung các phần thuyết trình và tính toán: Giới thiệu tổng quan về thành phần khí chua trong khí tự nhiên nói chung và khí từ
mỏ Cá Voi Xanh, quá các quá trình xử lý khí chua. -
Trình bày và lựa chọn dung môi, quy trình xử lý khí chua.
-
Tính toán cân bằng vật chất và năng lƣợng.
-
Tính toán một vài thông số chính của các thiết bị trong hệ thống.
3.
Ngày giao Đồ án môn học: Ngày 03 tháng 03 năm 2017
4.
Ngày hoàn thành Đồ án môn học: Ngày 20 tháng 06 năm 2017
5.
Họ tên Ngƣời hƣớ ng dẫn: TS. Dƣơng Chí Trung
Bà Rịa-Vũng Tàu, ngày tháng năm TRƢỞ NG KHOA (Ký và ghi rõ họ tên)
TRƢỞ NG BỘ MÔN (Ký và ghi rõ họ tên)
NGƢỜI HƢỚ NG DẪ N (Ký và ghi rõ họ tên)
TRƢỜNG ĐẠI HỌC DẦU KHÍ VIỆT NAM
CỘNG HÕA XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
KHOA DẦU KHÍ
Độc lậ p – Tự do – Hạnh phúc
PHIẾU NHẬN ÉT ĐỒ ÁN MÔN HỌC
Tên đề tài: Tên Đồ án môn học: Thiết k ế hệ thống làm ngọt khí bằng phƣơng pháp hóa học mỏ Cá Voi Xanh. Họ và tên SV:
Nguyễn Duy Hải
03PPR110008
Bùi Thị Ngọc Dung
03PPR110005
Phạm Minh Tuấn
03PPR110028
Ngành: Lọc-Hóa Dầu Lớ p: K3-Lọc Hóa Dầu Họ và tên ngƣờ i phản biện: I. PHẦN NHẬN ÉT:
1) Về hình thức và kế t cấu ĐAMH:
2) Về nội dung: 2.1. Nhận xét phần tổng quan tài liệ u:
2.2. Nhận xét về phƣơng pháp nghiên cứ u:
2.3. Nhận xét về k ết quả đạt đƣợ c:
2.4. Nhận xét phần k ết luận:
2.5. Những thiếu sót và tồn tại của ĐAMH:
(Đề nghị Quý Thầy Cô ghi chi tiết và chuyể n cho Bộ môn)
II. ĐIỂM:
(ghi bằng chữ)
(Đề nghị Quý Thầy Cô đánh máy rõ ràng, đầy đủ các tiêu chí nêu trên)
Bà Rịa-Vũng Tàu, ngày tháng NGƯỜ I PH Ả N BI Ệ N
năm
TRƢỜNG ĐẠI HỌC DẦU KHÍ VIỆT NAM
CỘNG HÕA XÃ HỘI CHỦ NGHĨA VIỆT NAM
KHOA DẦU KHÍ
Độc lậ p – Tự do – Hạnh phúc
PHIẾU NHẬN ÉT ĐỒ ÁN MÔN HỌC Tên đề tài: Thiết k ế hệ thống làm ngọt khí bằng phƣơng pháp hóa họ c mỏ Cá Voi Xanh. Họ và tên SV:
Nguyễn Duy Hải
03PPR110008
Bùi Thị Ngọc Dung
03PPR110005
Phạm Minh Tuấn
03PPR110028
Ngành: Lọc-Hóa Dầu Lớ p: K3-Lọc Hóa Dầu Họ và tên của GVHD: TS.Dƣơng Chí Trung 1. Nhận xét về tinh th ần thái độ làm việc và nghiên cứ u của SV
2. Nhận xét về k ết quả:
3. Những tồn tại nếu có:
Bà Rịa-Vũng Tàu, ngày tháng NGƯỜI HƯỚ NG D Ẫ N
năm
MỤC LỤC
LỜI MỞ ĐẦU ...................................................................................................................... 1 1.1 Giớ i thiệu tổng quan về công nghiệ p chế biến khí...................................................... 2
1.1.1 Thành phần và tính chất chung cùa khí ................................................................ 2 1.1.2 Lịch sử phát triển khí ở Việt Nam ........................................................................ 3
1.2 Tình hình và đặc điể m mỏ khí Cá Voi Xanh .............................................................. 4 1.3 Tác hại của khí chua H2S, CO2 trong vận chuyển, công nghiệp và con ngƣờ i. .......... 6
1.3.1 Tác hại của khí CO2 ..............................................................................................6 1.3.2
Tác hại của khí H2S ..........................................................................................7
1.4 Một số tiêu chuẩn giớ i hạn làm ngọt khí. .................................................................... 9
1.4.1 Nguyên lý quá trình hấ p thụ ............................................................................... 12 1.4.2 Yêu cầu về dung môi hấ p thụ ............................................................................. 13 1.4.3 Hấ p thụ vật lý ...................................................................................................... 13
1.4.3.1 Dung môi DEPG (Dimethyl Ether of Polyethylene Glycol) ........................13 1.4.3.2 Dung môi MeOH (Methanol) . ......................................................................14 1.4.3.3 NMP (N-Methyl-2-Pyrrolidone) .................................................................. 15
1.4.3.4 So sánh các dung môi hấ p thụ vật lý ............................................................16 1.4.4 Hấ p thụ hóa học .................................................................................................. 17
1.4.4.1 Dung môi MEA ...........................................................................................17 1.4.4.2 Dung môi DGA ...........................................................................................18 1.4.4.3 Dung môi DEA .............................................................................................18
1.4.4.4 Dung môi MDEA ......................................................................................... 19 1.4.4.5 So sánh lự a chọn dung môi cho quá trình xử lý khí chua mỏ Cá Voi Xanh 20 1.4.5 Các công nghệ xử lý khí chua bằ ng amine .........................................................25
1.4.5.1 Quy trình Flash Only ....................................................................................25 1.4.5.2 Quy trình Conventional ................................................................................26 1.4.5.3 Quy trình Single stage .................................................................................. 27 1.4.5.4 Quy trình Double stage ................................................................................. 28 1.4.5.5 So sánh lự a chọn quy trình công nghệ ......................................................... 30 CHƢƠNG 2 - TÍNH TOÁN CÂN BẰ NG VẬT CHẤT ....................................................32 2.1 Các điều kiện ban đầu ...............................................................................................32 2.2 Tính toán cân bằng vật chất....................................................................................... 33 2.2.1 Thành phần khí nguyên liệ u................................................................................33 2.2.2 Thành phần khí sả n phẩm ................................................................................... 36
CHƢƠNG 3 - TÍNH TOÁN CÂN BẰNG NĂNG LƢỢ NG .............................................46 3.1 Cân bằng nhiệt lƣợng tháp hấ p thụ ........................................................................... 46 3.2 Tính toán tháp giả i hấ p ..............................................................................................54
CHƢƠNG 4 - TÍNH TOÁN CÁC THIẾT BỊ ....................................................................56 4.1 Tính toán tháp hấ p thụ ...............................................................................................56 4.1.1 Đƣờng kính tháp hấ p thụ .................................................................................... 56 4.1.2 Chiều cao tháp hấ p thụ. ....................................................................................... 57 4.2 Tính công suất bơm ...................................................................................................57 4.3 Tính toán nhiệt lƣợ ng Heat Exchanger (HE) ............................................................58 K ẾT LUẬ N ........................................................................................................................ 60
DANH SÁCH HÌNH Hình 1.1 - Vị trí của khí Cá Voi Xanh [18] ..........................................................................5 Hình 1.2 - Hàm lƣợ ng CO2 trong các mẫu khí Cá Voi Xanh [18] .......................................6 Hình 1.3 - Hàm lƣợ ng H2S trong các mẫu khí Cá Voi Xanh [19] ........................................6 Hình 1.4 - Sơ đồ khối thu g ọn của nhà máy xử lý khí loại bỏ chọn lọc H2S theo phƣơng pháp hấ p thụ sử dụng dung môi amine [19] .......................................................................11 Hình 1.5 - Sơ đồ khối thu g ọn của nhà máy xử lý khí loại bỏ đồng thờ i H2S và CO2 theo phƣơng pháp hấ p thụ sử dụng dung môi amine. [19] . ........................................................12 Hình 1.6 - Quy trình loạ i bỏ khí chua bằng DEPG [1] ....................................................... 14 Hình 1.7 - Quy trình sử lý khí chua sử dụng MeOH [1] ....................................................15 Hình 1.8 - Quy trình loạ i bỏ khí chua sử dụng NMP [1]....................................................16 Hình 1.9 - Sơ đồ Benfield process đƣợ c sử dụng ở nhà máy ADGAS's Das Island [7] .... 18 Hình 1.10 - Sơ đồ PFD phân xƣở ng xử lý khí chua bằ ng MDEA [3] ................................20 Hình 1.11 - So sánh hiệu quả hấ p thụ vật lý và hóa học [9]...............................................21 Hình 1.12 - Sơ đồ công nghệ chung cho quá trình xử lý bằng các loại amine [8] .............23 Hình 1.13 - Hàm lƣợ ng H2S trong dòng khí ngọ t [8] .........................................................23 Hình 1.14 - Hàm lƣợ ng CO2 trong dòng khí ngọ t [8] ........................................................ 24 Hình 1.15 - Sơ đồ công nghệ quy trình Flash Only [21] .................................................... 25 Hình 1.16 - Sơ đồ công nghệ quy trình Conventional [21] ................................................26 Hình 1. 17 - Sơ đồ quy trình công nghệ Single stage[21] ..................................................27 Hình 1.18 - Sơ đồ công nghệ quy trình Double Stage[21] ................................................. 29 Hình 2.1 - Giản đồ Katz xác định hệ sô chịu nén [2]………………………….................36 Hình 2.2 - Sơ đồ cân bằng vật chất tháp hấ p thụ ................................................................37 Hình 2.3 - Biểu đồ xác định nồng độ CO2 còn lại trong dòng lean amine [17] .................38 Hình 2.4 - Biểu đồ xác định nồng độ H2S còn lại trong dòng lean amine [17]..................39 Hình 2.5 - Biểu đồ cân bằng H2S và MEA 15% ở 60oC[17]..............................................41 Hình 2.6 - Biểu đồ cân bảng CO2 và MEA 15% tại 60oC[17] ...........................................42 Hình 2.7 - Đồ thị tra khối lƣợng riêng của dòng amine MEA theo nhiệt độ và nồng độ[17] ............................................................................................................................................ 44
Hình 3.1 - Đồ thị tra thông số Hình 3.2 - Đồ thị tra thông số
[20] ....................................................... 48
[20] ........................................................ 49
Hình 4.1 - Hằng số cân bằng C của phƣơng trình Souders and Brown [15].......................56
DANH SÁCH BẢNG BIỂU Bảng 1.1 -
Thành phần phổ biến của khí thiên nhiên và khí đồng hành [2] ........................ 2
Bảng 1.2 -
Ảnh hƣở ng của nồng độ CO2 trong không khí [ 10] ...........................................7
Bảng 1.3 -
Ảnh hƣở ng của nồng độ H2S trong không khí [12] ............................................. 7
Bảng 1.4 -
Tiêu chuẩn cơ sở khí thƣơng phẩ m của PVGas [18] ........................................10
Bảng 1.7 - Khả năng hòa tan của một số thành phần khí trong các dung môi vật lý ở điều kiện cùng hấ p thụ CO2 [1] ................................................................................................. 16 Bảng 1.8 -
So sánh dung môi hấ p thụ hóa học và vật lý [4]...............................................20
Bảng 1.9 -
Ƣu nhƣợc điểm của các loại amine trong quá trình xử lý khí chua phổ biến [8]
............................................................................................................................................ 21 Bảng 1.10 - N ồng độ dòng đầu vào và mục tiêu đầ u ra [8]................................................22 Bảng 1.11 - N ồng độ dòng đầu vào và mục tiêu đầ u ra [11]..............................................30 Bảng 2.1 -
Thành phần của dòng khí nguyên liệ u ..............................................................32
Bảng 2.2 -
Điều kiện làm việc của dòng khí nguyên liệ u .................................................. 32
Bảng 2.3 - B ảng thành phần và các thông số
khác của dòng nguyên liệ u .........................33
Bảng 2.4 - Nhi ệt độ, áp suất, khối lƣợng phân tử hiệu dụng của dòng nguyên liệ u .......... 34 Bảng 2.5 - B ảng thành phần và các thông số
khác của dòng nguyên liệu .........................36
Bảng 3.1 -
Thông số acentric và anthalpy của dòng khí ở 90oF.........................................47
Bảng 3.2 -
Thông số acentric và anthalpy của dòng khí ở 110oF.......................................51
Bảng 3.3 -
Thành phần của dòng rich amine sau khi đi qua tháp tách ...............................54
LỜI MỞ ĐẦU Mỏ
khí Cá Voi Xanh (nằm ở lô 118–ngoài khơi khu vự c Quảng Nam/Đà Nẵng) là phát
hiện dầu
khí quan tr ọng, mở ra nhiều triển vọng phát triển cho ngành công nghiệp khí
Việt Nam. Tr ữ tỷ m
3
lƣợ ng thu h ồi c ủa mỏ Cá Voi Xanh đƣợc đánh giá sơ bộ khoảng 280 450
và sẽ bắt đầu đƣợc khai thác vào năm 2021 [18]. Tuy nhiên vớ i hàm lƣợ ng CO2, N2
và H2S trong mỏ khí cao, gây ảnh hƣở ng r ất lớn đến quá trình khai thác, vậ n chuyển và nâng cấp trong quá trình chế biến dầu khí. Sự
hiên diện của các khí chua làm tăng nguy cơ ăn mòn các thiế t bị khai thác, đƣờ ng ống
vận chuyển,
các thiết bị trong nhà máy chế biến khí và trong các hộ tiêu thụ k hí (nhiên
liệu cho dân dụng, công nghiệp và nguyên liệu cho hóa
dầ u từ khí). Ngoài ra, các khí này
còn đầu độc xúc tác củ a một số quá trình hóa dầu từ khí nhƣ quá trình steam reforming tạo khí tổ ng h ợ p (s ản ph ẩm trung gian quan tr ọng trong hóa dầu). Hơn nữa khí nhiên liệ u
có hàm lƣợ ng H2S cao sẽ sinh ra khí thải có hàm lƣợ ng SOx cao, không đáp ứng đƣợ c các quy định v ề môi trƣờ ng. Do đó, khí thiên nhiên mỏ Cá Voi Xanh cần đƣợ c xử lý để lo ại bỏ H2S, CO2 tớ i mức
cho phép tùy theo mục đích nhu cầ u sử dụng chẳng hạn nhƣ tiêu
chuẩn đối v ới đƣờ ng ống vận chuyển là nồng độ CO2 < 2-8 % , H 2S < 4ppm ho ặc
đối vớ i
tiêu chuẩn khí thiên nhiên hóa lỏ ng (Liquified natural gas - LNG) là CO2 < 50 ppm, H2S < 2-4 ppm [19].
Có nhiều phƣơng pháp đƣợc áp dụng cho quá trình làm ngọt khí nhƣ hấ p thụ bằng dung môi vật lý, phƣơng pháp màn g ho ặc phƣơng pháp hấ p ph ụ…Trong đó, phƣơng pháp hấ p thụ
hóa học bằng amine đƣợ c sử dụng khá phổ biến vì ƣu điểm chính củ a phƣơng pháp
này có thể giảm nồng độ của khí chua đến mức cho phép (ppm) và độ hòa tan của các hydrocarbon trong
các dung môi amine r ất thấ p. Trong đồ án này sẽ trình bày rõ hơn về
ƣu, nhƣợc điể m của từng loại dung môi, phƣơng pháp làm ngọt khí và tiêu chuẩ n lựa chọn loại công nghệ thích hợp đố i với thông số
1
dòng khí khác nhau.
CHƯƠNG 1 - TỔNG QUAN 1.1 Giới thiệu tổng quan về công nghiệ chế biến h
Thực
tế của nhiều nƣớc trên thế giới cho thấy, với trữ lƣợng mỏ dầu và khí tự nhiên lớn
không những giúp nhiều quốc gia phát triển về ngành công nghiệp từ nguồn dầu thô mà còn có thể tổ chức sản xuất ở quy mô lớn có lợi nhuận cao các sản phẩm từ khí nhƣ khí hóa lỏng (LPG,LNG) hay nguồn nguyên liệu đầu vào cho công nghiệp hóa dầu để sản xuất phân bón, bột giặt, dƣợc phẩm, chất dẻo hoặc làm nhiên liệu cho động cơ [2]. Do hiệu quả cao của nhiên liệu khí và sự quan tâm ngày càng tăng đến các sản phẩm của nó trên thị trƣờng thế giới, nhiều nƣớc khai thác dầu khí đã xây dựng, mở rộng và nâng cấp các nhà máy chế biến khí. 1.1.1 Thành hần và tnh chất chung cùa h
Trong thành phần của khí tự nhiên và khí đồng hành, ngoài các cấ u tử chính là hỗn hợ p các hydrocarbon của dãy methane gồm có: methane, ethane, propane, butane …, còn có một lƣợng đáng kể
các tạ p chất có khí axit nhƣ CO 2, H2S và các hợ p chất chứa lƣu huỳnh
nhƣ COS (hợ p chất sunfide), CS2 (hợ p chất disunfide ), RSH (mercaptan)…[2].Số lƣợ ng và hàm lƣợ ng của các cấu tử có thể thay đổi trong nh ững khoảng r ộng tùy thuộc vào điề u kiện nhiệt độ, áp suất, tính chấ t của từng mỏ.
B ảng 1.1 - Thành phần phổ bi ế n c ủa khí thiên nhiên và khí đồng hành [2]
Thành phần
Khí thiên nhiên
Khí đồng hành
Methane
CH4
70- 90 %
30 – 80 %
Ethane
C2H6
0-20 %
10 – 26 %
Propane
C3H8
7 – 22 %
Butane
C4H10
4 – 7 %
≥ n-pentane
C5+
1 – 3 %
Carbon Dioxide
CO2
0 – 8 %
Oxygen
O2
0 – 0,2 %
2
Nitrogen
N2
0 – 5%
Hydrogen sulphide
H 2S
0 – 5 %
Rare gases
A, He, Ne, Xe
trace
Theo nguồn gốc,
khí thiên nhiên đƣợc khai thác từ các mỏ khí, còn khí đồng hành đƣợ c
tìm thấy cùng dầu thô, có thể ở d ạng hòa tan vào dầu thô hoặ c t ạo thành không gian phía trên lớ p dầu thô trong mỏ dầu. Một
cách phân loại khác theo hàm lƣợ ng hydrocarbon và hàm lƣợ ng acid có mặt trong
khí thiên nhiên [2]
Theo hàm lƣợ ng C 3+: khí gầ y: C 3+ < 50 g/m 3, khí béo C3+ > 150 g/m3, khí trung gian C3+ 50 ÷ 150 g/m3
Theo hàm lƣợ ng C2+: khí khô C 2+ ≤ 10%, khí ẩm C2+ > 10%
Theo hàm lƣợng khí acid: khí chua H 2S ≥ 5,7 mg/m3 hoặc >2% CO2, khí ngọt thấ p hơn các giớ i hạn của khí chua.
1.1.2 Lịch sử hát triển h ở Việt Nam
Vớ i ti ềm năng về
khí khá phong phú, nƣớc ta có điề u kiện phát triển công nghiệ p dầu khí
trên toàn lãnh thổ. Cho đế n nay, Việt Nam hình thành bố n cụm khai thác dầu khí quan tr ọng [2]. Cụm th ứ nhất:
đồng b ằng Bắc Bộ, gồm nhiều mỏ khí trong đó mỏ khí tiền h ải C vớ i tr ữ
lƣợ ng khoảng 250 t ỷ m 3, đƣợc đƣa vào khai thác vào năm 1981 tuy vớ i s ản lƣợng khiêm tốn 450 tri ệu mét khối khí phụ c vụ cho công nghiệp địa phƣơng.
Cụm thứ hai: thuộc vùng biển Cửu Long, gồm Bạch Hổ, Rồng, Rạng Đông, Rubi là các cụm quan trọng nhất hiện nay, trong đó tâm điểm của khai thác khí là lƣợng khí đồng hành của mỏ dầu Bạch Hổ, vốn đã đƣợc khai thác từ năm 1986 song vẫn cứ “phải đốt bỏ ngày càng lớn, lên đến 1 tỉ m 3 khí mỗi năm” (từ ngữ của PetroVietnam). Hiện vẫn chƣa có giải thích chính thức nào về việc phải đốt bỏ khí đồng hành này. Mãi đến năm 1993, dự án khai thác khí đốt bỏ này mới đƣợc triển khai thông qua một dự án của PetroVietnam với số vốn khoảng 460 triệu USD, lắp đặt tuyến ống từ ngoài khơi
3
về nhà máy điện Bà Rịa. Tại thời điểm bắt đầu, tuyến đƣờng ống này cung cấp 1 tỉ m3 khí/ngày, đến cuối năm 2001 nâng lên 5 ,8 tỉ m3 khí/ngày. Tháng 12-1998, nhà máy chế biến khí Dinh Cố đƣợc đƣa vào vận hành, mỗi ngày có 4,2 triệu m3 khí đƣợc xử lý, chế biến thành khí hóa lỏng (LPG) và condensate cung cấp cho thị trƣờng. PetroVietnam còn đang xem xét việc nâng công suất của toàn bộ hệ thống thu gom vận chuyển khí từ bể Cửu Long lên 2 tỉ m 3 khí/năm. Cụm thứ ba: thuộc vùng biển Nam Côn Sơn gồm mỏ Đại Hùng đang khai thác ngoài ra còn có các mỏ đã phát hiện Lan Tây, Lan Đỏ, Hải Thạch, Mộc Tinh…Riêng mỏ khí Lan Tây – Lan Đỏ với trữ lƣợng 58 m 3 cung cấp ổn định lâu dài ở mức 2,7 m3 khí/năm. Cụm thứ tƣ: tại thềm lục địa Tây Nam gồm Bunga Kekwa – Cái Nƣớc, mỏ Bunga Orkid, Bunga Parkma, Bunga Raya tại khu vực thỏa thuận thƣơng mại Việt Nam – Malaysia là cơ sở đảm bảo sự phát triển khu công nghiệp dầu khí ở Cà Mau – Cần Thơ. Nói chung, khí tự nhiên và khí đồng hành của Việt Nam chứa rất ít H 2S (0,02 g/m3 ) nên thuộc loại khí sạch, rất thuận lợi cho chế biến, sử dụng an toàn với thiết bị và không gây ô nhiễm môi trƣờng. 1.2 Tình hình và đặc điể ỏ h Cá Vi anh
Mỏ khí Cá Voi Xanh nằm cách bờ biển miền Trung khoảng 100 km về phía đông, do Tập đoàn Exxon Mobil của Mỹ làm nhà điều hành. Mỏ khí này có trữ lƣợng thu hồi tại chỗ ƣớc tính khoảng 150 tỷ m 3, gấp 3 lần mỏ Lan Tây và Lan Đỏ - thuộc dự án khí Nam Côn Sơn (lớn nhất Việt Nam tại thời điểm hiện tại). Hiện các bên đang xây dựng và chuẩn bị các phƣơng án khai thác và đƣa vào sử dụng, đáp ứng nhu cầu năng lƣợng của đất nƣớc [18].
4
Hình 1.1 - V ị trí của khí Cá Voi Xanh [18] Dự án khí Cá Voi Xanh là dự án khí lớn nhất tại Việt Nam cho tới nay. Việc phát triển Dự án khí Cá Voi Xanh sẽ cung cấp nguồn khí quan trọng để ổn định và phát triển khu vực miền Trung cũng nhƣ khả năng bổ sung năng lƣợng cho miền Nam sau này, tạo đà cho phát triển công nghiệp hóa dầu cũng nhƣ là động lực phát triển các ngành công nghiệp địa phƣơng, góp phần đảm bảo an ninh năng lƣợng cho đất nƣớc, thêm động lực phát triển kinh tế địa phƣơng và tạo nhiều công việc làm cho khu vực. Theo kế hoạch, Tập đoàn Exxon Mobil (Mỹ) sẽ đầu tƣ 1 giàn đầu giếng để xử lý tách nƣớc ngoài khơi; 2 cụm khai thác ngầm, mỗi cụm có 4 giếng khai thác và một đƣờng ống dài khoảng 88km nối vào bờ biển Chu Lai. Tổng sản lƣợng khí hằng năm khai thác khoảng 9 ÷ 10 tỷ m 3, trong đó dành 1 tỷ m 3 để kết nối với Nhà máy Lọc dầu Dung Quất phục vụ chế biến sâu. Mỏ
khí Cá Voi Xanh dự kiến sẽ đƣợc đƣa vào khai thác từ năm 2021. Tuy nhiên, hàm
lƣợ ng H2S trong khí Cá Voi Xanh cao (2500 ppmv), do đó cần có phƣơng án loạ i bỏ H 2S để tránh ảnh hƣởng đến các hoạt động vận chuyển và chế biến khí. Hàm lƣợng CO2: dao động trong khoảng 28,4÷30,9 %tt, mẫu cá biệt có hàm lƣợng 13,2 %tt.
5
Hình 1. 2 - Hàm lượ ng CO 2 trong các mẫu khí Cá Voi Xanh [18] Hàm lƣợng H2S: dao động trong khoảng 0,06 ÷ 0,17 %tt theo dữ liệu thu thập đƣợc (Hình 1.3).
Tuy nhiên, ExxonMobil ƣớc tính 0,21 ÷ 0,28 %tt H 2S có trong khí giếng Cá Voi
Xanh–2X và giếng Cá Voi Xanh – 3X.
Hình 1. 3 - Hàm lượ ng H 2 S trong các mẫu khí Cá Voi Xanh [19] Tập đoàn Dầu khí Việt Nam (PVN) đầu tƣ toàn dự án này khoảng 4,6 tỷ USD, doanh thu từ khí dự kiến khoảng 30 tỷ USD, từ điện khoảng 30 tỷ USD. Sau khi hoàn thành, đƣa vào vận hành, dự án dự kiến sẽ nộp ngân sách nhà nƣớc 3900 tỷ đồng mỗi năm. 1.3
Tác hại của h chua H2S, CO2 trng vận chuyển, công nghiệ và cn người .
1.3.1 Tác hại của h CO2
6
Đối với con ngƣời: B ảng 1.2 - Ảnh hưở ng c ủa nồng độ CO 2 trong không khí [ 10]
Nồng độ CO2
Mức độ ảnh hƣởng
( % thể tích ) 0,07
Chấp nhận đƣợc ngay cả khi có nhiều ngƣời trong phòng
0,1
Nồng độ cho phép trong trƣờng hợp thông thƣờng
0,15
Nồng độ cho phép khi tính toán thông gió
0,2 – 0,5
Tƣơng đối nguy hiểm
≥ 0,5
Nguy hiểm
4÷5
Hệ thần kinh bị kích thích gây ra khó thở Mặt đỏ bừng và đau đầu trong 10 phút
8
18 hoặc lớn hơn
Nghiêm trọng, dẫn đến tử vong
Trong vận chuyển : Đối với các đƣờng ống vận chuyển làm bằng thép không gỉ, sự có mặt của CO2 có thể gây ăn mòn hoặc mài mòn thiết bị trong điều kiện CO 2 kết hợp với nƣớc tạo ra các hợp chất axit trong khoảng pH từ 5 đến 7 [11].
Trong công nghiệp:
CO2
có thể gây ngộ độc xúc tác trong nhiều quá trình nâng cấp chất lƣợng khí, làm giảm
chất lƣợng sản phẩm khí vì CO2 là nguyên nhân gây giảm nhiệt trị của dòng thƣơng phẩm CO2 là một trong các tác 1.3.2
nhân gây ôi nhiễm môi trƣờng và hiệu ứng nhà kính.
Tác hại của h H2S
Đối với con ngƣời B ảng 1.3- Ảnh hưở ng c ủa nồng độ H 2 S trong không khí [12]
Nồng độ (ppmv)
0,00011 – 0,00033 0,01 – 1,5
Triệu chứng/tác động
Nồng độ cơ bản cho phép.
Ngƣỡng mùi (mùi trứng thối khi phát hiệ n lần đầu). Mùi trở nên khó 7
Nồng độ (ppmv)
Triệu chứng/tác động
chịu hơn nồng độ H2S từ 3 5 ppmv. Trên 30 ppmv, mùi đƣợc mô tả
có vị ngọt. Tiế p xúc kéo dài có thể 2 – 5
gây ra buồn nôn, chảy nƣớ c mắt, đau đầu,
mất ngủ. Đƣờng hô hấp có vấn đề (thắt phế quản) đối vớ i một số bệnh nhân hen suyễn.
20 50 – 100
Mệt mỏi, chán ăn, đau đầu, khó chị u, giảm trí nhớ, chóng mặt.
Viêm kết mạc nhẹ và kích ứng đƣờng hô hấ p sau 1 giờ . Có thể gây khó tiêu và chán ăn.
K ích ứng mắt, không cảm nhận đƣợc mùi sau 2 100
15 phút (mỏi khứu
giác). Cƣờng độ thở thay đổi, buồn ngủ sau 15 30 phút. Kích ứng cổ họng sau 1 giờ . Độ nghiêm trọng của các triệu chứng tăng trong
vài giờ . Sau 48 gi ờ có thể gây tử vong. 100 – 150 200 – 300
500 – 700
700 – 1000 1000 – 2000
Mất khả năng cảm nhận mùi (mỏi hay tê liệ t khứu giác).
Viêm kết mạc và kích ứng đƣờng hô hấ p sau 1 giờ . Có thể bị phù phổi khi ti ếp xúc kéo dài.
Tác động nhanh chóng, bất tỉnh trong 5 phút. Ảnh hƣở ng nghiêm tr ọng đến mắt trong 30 phút.
Bất tỉnh nhanh chóng trong vòng 1
vài phút. Tử vong gần nhƣ tức thì.
Trong vận chuyển
8
Có thể tử vong sau 30 60 phút.
2 hơi thở , tử vong trong vòng
Cũng giống nhƣ CO 2, H2S là một trong những tác nhân gây ăn mòn đƣờng ống và thiết bị. Với sự có mặt của H2S sẽ hòa tan với nguyên tố sắt có mặt trong đƣờng ống tạo thành FeS và vấn đề ăn mòn xảy ra tối ƣu nhất trong khoảng pH 5 ,0 – 5,5[13].
Trong công nghiệp
Công nghiệp điện khí:
Khí H2S ảnh hƣởng đến các nhà máy sản xuất điện bằng khí ngoài tác động do ăn mòn đƣờng ống thiết bị nhƣ thông thƣờng còn ảnh hƣởng đến turbine khí. Ngoài ra, khi có hiện tƣợng rò rỉ, khí H 2S sẽ ảnh hƣởng rất lớn đến sức khỏe của ngƣời lao động. Các nguồn khí của PVGas cung cấp cho các hộ tiêu thụ điện có hàm lƣợng H 2S nhỏ hơn 24 ppmv.
Công nghiệp hóa dầu :
Các hợp chất lƣu huỳnh trong khí thiên nhiên đầu độc xúc tác của một số quá trình chế biến hóa dầu từ khí nhƣ quá trình steam reforming. Xúc tác Niken trong thiết bị reformer bị sulfide hóa bởi H 2S làm mất hoạt tính dẫn đến việc chuyển đổi C 1 thành khí tổng hợp giảm, nhiệt độ thành ống không đạt mức tối ƣu và tăng tổn thất áp suất thiết bị do hình thành cốc. H2S gây ăn mòn thiết bị nên dẫn đến làm giảm chất lƣợng của khí thƣơng phẩm.
Ngoài ra, H2S có thể tạo thành các muối gây cấu cặn, tắt nghẽn trong các đƣờng ống, thiết bị. H2 S
có trong sản phẩm có thể gây mùi khó chịu và đặc biệt H 2S khi cháy sẽ tạo ra SO 2
cũng là một trong những khí gây ôi nhiễm môi trƣờng. 1.4 Một số tiêu chuẩn giới hạn là ngọt h
Nhƣ đã nói ở trên, trong thành phần của khí thiên nhiên ngoài các cấu tử hydrocarbon, nó còn chứa một lƣợng tạp chất đáng kể có tính a cid nhƣ các hợp chất của lƣu huỳnh, CO 2, H2S…có
thể gây ăn mòn đƣờng ống và thiết bị, làm ngộ độc xúc tác trong các quá trình
chế biến, gây ôi nhiễm môi trƣờng nhƣng hàm lƣợng khí thải từ khí thấp hơn nhiều hàm lƣợng khí thải từ dầu, than; chẳng hạn nhƣ hàm lƣợng CO 2 phát thải ra môi trƣờng từ khí thấp hơn 25 – 30% hàm lƣợng CO 2 từ dầu và khoảng 50% từ than [11]. Ngoài ra, các khí 9
chua còn gây độc hại cho ngƣời sử dụng và gây khó khăn trong quá trình vận chuyển và sử dụng.Vì vậy, quá trình loại bỏ khí chua tới mức tối thiểu và làm ngọt khí là quá trình rất quan trọng trong quá trình xử lý khí. Tùy theo mỗi quốc gia, có quy định hàm lƣợng hợp chất lƣu huỳnh và hàm lƣợng CO 2 khác nhau chẳng hạn nhƣ [2]:
CHLB Nga quy định nồng độ H 2S không vƣợt quá 22 mg/m 3, RSH <36 mg/m 3, CO2 không quy định cụ thể.
Mỹ nồng độ H2S ≤ 5,7 mg/m3, CO2 1,5 ÷ 5 mg/m3, hàm lƣơng lƣu huỳnh tổng 22 ÷ 228 mg/m
3
Ở Việt Nam, tiêu chuẩn chung cho khí thƣơng mại là hàm lƣợng H 2S dƣới 24 ppmv và S tổng dƣới 36 ppmv nhƣ mô tả ở bảng bên dƣới . B ảng 1.4 - Tiêu chuẩn cơ sở khí thương phẩ m c ủa PV Gas [18]
Thành phần
Đơn vị tính
Nhiệt độ điểm sƣơng của
0
nƣớ c ở 45 barg Nhiệt độ điểm sƣơng của HC ở 45 barg
Hàm lƣợ ng S tổng (H2S và RSH), không lớn hơn H2 S
Hàm lƣợ ng tạ p chất có
đƣờng kính lớn hơn 10 m Nhiệt tr ị toàn phần (GHV)
0
C
C
Mức công bố
Phƣơng pháp thử
Max 5
ASTM D1142 – 95
Max 5
ppmv
Max 36
ppmv
Max 24
ppm
Max 30
MJ/m
Min 37
Thành phần khí
Tính toán theo thành phần khí ASTM D2385-81
Phƣơng pháp trọng lƣợ ng ASTM D3588 – 96 ASTM D1945 – 96
N2 và CO2, nhỏ hơn
%mol
Max 6,6
C1, C2, C3, C4, C5
%mol
–
O2
ppmv
Max 7,5
10
Khi nồng độ các hợp chất chứa lƣu huỳnh trong khí khá cao, ngƣời ta có thể đặt thêm phân xƣởng thu hồi để sản xuất lƣu huỳnh và H 2SO4. Còn nếu hàm lƣợng CO 2 trong khí cao, sau khi tách CO 2 có thể đƣợc dùng để bơm ngƣợc lại vào trong vỉa để tăng cƣờng quá trình thu hồi dầu. Phƣơng pháp loại bỏ đồng thời H 2S và CO2 bằng phƣơng pháp hấp thụ sử dụng dung môi vật lý và dung môi amin e đều có thể đáp ứng các yêu cầu kỹ thuật, cho phép loại bỏ CO 2 xuống 30 ppmv. So với phƣơng pháp loại bỏ chọn lọc H 2S, phƣơng pháp loại bỏ đồng thời cả hai khí đƣợc bổ sung một cụm loại bỏ CO 2 xuống 8% bằng phƣơng pháp màng trong khí thƣơng phẩm, do đó đƣợc dùng tối ƣu hơn.
Hình 1.4 - Sơ đồ khố i thu gọn c ủa ủa nhà máy xử lý xử lý khí loạ i bỏ chọn lọc H 2 2 S theo phương p thụ sử d ụng dung môi amine [19] pháp hấ
11
5 - Sơ đồ khố i thu thu gọn c ủa Hình 1. 5 ủa nhà máy xử lý xử lý khí loạ i bỏ đồng thờ i H 2 S và CO 2 theo phương pháp hấ p thụ sử d ụng dung môi amine. [19] 1.4 Nguyên lý và các quá trình hấp thụ h chua
Trong ngành công nghiệp chế biến khí hiện nay, ngƣời ta thƣờng sử dụng phƣơng pháp hấp thụ để xử lý làm sạch khí khỏi H 2S và CO2. 1.4.1 Nguyên lý quá trình hấ thụ
Hấp thụ là quá trình tách khí khỏi hỗn hợp bằng cách dung chất lỏng hòa tan cấu tử cần phân tách [2].
Trong quá trình hấp thụ:
Khí là chất bị hấp thụ .
Lỏng là chất hấp thụ .
Khí không bị hấp thụ là khí trơ hoặc khí mang.
Sau hấp thụ thƣờng tiến hành quá trình nhả hấp để tách chất bị hấp thụ khỏi dung môi và tái sinh dung môi. Trong công nghiệp, ngƣời ta thƣờng sử dụng chƣng cất để tách chất bị hấp thụ ra khỏi dung môi. Cơ sở của phƣơng pháp hấp thụ là dựa trên sự tƣơng tác giữa chất cần hấp thụ với chất hấp thụ hoặc dựa vào khả năng hòa tan khác nhau của các chất khác nhau trong chất lỏng để tách chất. Tuỳ thuộc vào bản chất của sự tƣơng tác nói trên mà ngƣời ta chia thành sự hấp thụ vật lý hay sự hấp thụ hóa học. 12
1.4.2 Yêu cầu về dung ôi hấ thụ
Tùy thuộc vào hàm lƣợng các tạp chất axit mà ngƣời ta sử dụng các chất hấp thụ khác nhau [2]. Tuy nhiên, các chất hấp thụ cần thỏa mãn đƣợc các yêu cầu sau:
Có tính hấp thụ chọn lọ c.
Độ nhớt của chất hấp thụ nhỏ.
Nhiệt dung riêng bé, tiêu tốn năng lƣợng cho quá trình tái sinh nhỏ.
Nhiệt độ sôi khác xa với nhiệt độ sôi của cấu tử bị hấp thụ.
Nhiệt độ đóng rắn thấp, không bị đóng rắn tại nhiệt độ làm việc.
Không tạo thành kết tủa khi hấp thụ.
Ít bay hơi, mất mát ít trong quá trình tuần hoàn chất hấp thụ.
Không độc, không gây ô nhiễm môi trƣờng.
Không gây ăn mòn thiết bị.
Với mỗi loại khí khác nhau với các thành phần khí chua khác nh au sẽ có những phƣơng pháp hấp thụ phù hợp để đảm bảo tính kinh tế và chất lƣợng đầu ra. Đối với các dòng khí có yêu cầu chất lƣợng cao, hàm lƣợng khí chua lớn thì cần những chất hấp thụ có độ chọn lọc cao và ngƣợc lại [2]. 1.4.3 Hấ thụ vật lý
Hấp thụ vật lý là quá trình hấp thụ không xảy ra phản ứng hóa học. Động lực của quá trình hấp thụ vật lý là dựa trên sự hòa tan khác nhau của chất khí cần hấp thụ và khí trơ vào trong chất hấp thụ. 1.4.3.1 Dung ôi DEPG (Diethyl Ether f Plyethylene Glycl)
DEPG là hỗn hợp dimethyl ether của các polyethylene glycol CH 3O(C2H4O)nCH3 (với n = 2~9) đƣợc sử dụng để hấp thụ H 2S, CO2 và mercaptan từ các dòng khí. Dung mội DEPG đƣợc cấp phép/sản xuất bởi một số công ty hóa chất nhƣ Dow (Selexol), Coastal Chemical Company, và UOP (Selexol). DEPG đƣợc sử dụng để loại bỏ chọn lọc H 2S và loại bỏ sâu CO 2 [1]. Quá trình loại bỏ đòi hỏi stripping, stripping chân không hoặc reboiler cho thiết bị tái sinh. Quá trình loại bỏ 13
H2 S
có thể làm nguồn cung đáp ứng cho quy trình Claus. Đối với quá trình cần loại bỏ
sâu thêm CO2 cần 2 thiết bị hấp thụ và 1 thiết bị tái sinh. DEPG cũng có thể loại bỏ HCN và làm khan 1 phần dòng khí. So với các loại dung môi khác, DEPG có độ nhớt cao, động lực truyền khối thấp, do đó cần nhiều đĩa trong thiết bị hấp thụ dạng đĩa. DEPG có thể hoạt động trong khoảng nhiệt độ (0 oF -347oF).
Hình 1.6 - Quy trình loại bỏ khí chua bằng DE PG [1] 1.4.3.2 Dung ôi MeOH (Methanol)
Có rất nhiều công nghệ sử dụng dung môi MeOH nhƣ quy trình Rectisol ( bản quyền của Lurgi AG) hay Ifpexol (Prosernat).
Quy trình Rectisol hoạt động ở nhiệt độ rất thấp và
phức tạp hơn so với các dung môi hữu cơ cho quá trình hấp thụ vật lý khác. Quy trình Ifpexol 2 bƣớc có thể loại bỏ khí chua, các hydrocacbon nặng và nƣớc. Ƣu điểm của MeOH là độ hấp thụ chọn lọc cao H 2S và CO2 cùng với khả năng năng loại bỏ COS. Khả năng hấp thụ H2S và COS cao hơn so với DEPG. Tuy nhiên, dung mội MeOH có áp suất hơi riêng phần lớn nên sự mất mát dung môi trong quá trình hấp thụ cao hơn so với các loại dung môi khác [1].
14
Do tính chất vật lý của MeOH, các quy trình hấp thụ thƣờng hoạt động ở nhiệt độ rất thấp và điều kiện khắc nghiệt hơn. Đối với quy trình Rectsol, nhiệt độ hoạt động thƣờng nằm trong khoảng -80oF đến -40oF.
Hình 1.7 - Quy trình sử lý khí chua sử d ụng MeOH [1] 1.4.3.3 NMP (N-Methyl-2-Pyrrolidone)
Quy trình Purisol sử dụng NMP đƣợc cung cấp bản quyền bởi Lurgi AG. Nhiệt độ hoạt động của quy trình ở nhiệt độ thấp hoặc làm lạnh đến 5 oF. NMP có áp suất suất hơi cao hơn so với DEPG nên sự mất mát dung môi có thể lớn hơn so với sử dụng DEPG. NMP có độ chọn lọc cao đối với H2S hơn so với CO 2. Tuy nhiên, CO 2 bị thủy phân trong NMP.
15
Hình 1.8 - Quy trình loại bỏ khí chua sử d ụng NMP [1] 1.4.3.4 S sánh các dung ôi hấ thụ vật lý
Trong thực tế, tùy thuộc vào yêu cầu đầu ra và chất lƣợng dòng khí đầu vào khác nhau, ngƣời ta sẽ tính toán lựa chọn loại dung môi phù hợp. Các dung môi đƣợc lựa chọn dựa trên tính kinh tế, hiệu quả hấp thụ, thành phần dòng khí đầu vào và công nghệ sử dụng . Các dung môi hấp thụ vật lý không gây ăn mòn, không nguy hiểm và không yêu cầu cao về vật liệu thiết bị. Khả năng hấp thụ của các dung môi là khác nhau đối với các dung khí đầu vào khác nhau. B ảng 1.5 - Khả năng hòa tan của một số thành phần khí trong các dung môi vật lý ở điều ki ện cùng hấ p thụ CO 2 (ft3/U.S. gal) [1]
DEPG ở 25oC
NMP ở 25oC
MeOH ở -25oC
Hydrogen
0,013
0,0064
0,0054
Nitrogene
0,02
-
0,012
Hydrogen Sulfide
8,82
10,2
7,06
Methane
0,066
0,072
0,051
Thành phần khí
16
Ethane
0,42
0,38
0,42
Carbon Dioxide
1,0
1,0
1,0
Propane
1,01
1,07
2,35
i-Butane
1,84
2,21
-
n-Butane
2,37
3,48
-
i-Pentane
4,47
-
-
n-Pentane
5,46
-
-
n-Hexane
11,0
42,7
-
1.4.4 Hấ thụ hóa học
Hấp thụ hóa học là quá trình hấp thụ có phản ứng hóa học xảy ra. Ngày nay, dung môi phổ biến sử dụng cho quá trình hấp thụ hóa học là các amine. Khả năng hấp thụ H 2S và CO2
của các amines là do khả năng phản ứng tạo muối giữa bases là các amine và các khí
chua. R 1R 2R 3+H2S
CO2+H2O+ R 1R 2R 3 N
+
R 1R 2R 3 NH HS
+
-
R 1R 2R 3 NH +HCO3
-
1.4.4.1 Dung ôi MEA
MEA (Monoethanolamine)
có công thức hóa học HOCH2CH2 NH2. Đây là chất lỏng
không màu, nhớt và có mùi gần giống NH 3. MEA
thƣờng đƣợc sử dụng với nồng độ khoảng từ 10 -20% [8]. MEA thƣờng đƣợc sử
dụng để loại bỏ sâu CO 2 hoặc loại bỏ cả H 2S và CO2. Tuy nhiên, MEA có thể bị hỏng khi trong dòng khí có chứa các thành phần khác nhƣ COS, O 2, CS2. Ngoài ra, MEA có thể bị 17
hỏng khi phản ứng lâu ngày với CO 2. Quá trình hấp thụ bằng MEA sẽ đạt khoảng 0.35 mol khí chua/mol ME A. Ƣu điểm của MEA là chi phí thấp và khả năng ổn định nhiệt tốt . 1.4.4.2 Dung ôi DGA
DGA (Diglycolamine)
có công thức hóa học H 2 NCH2CH2OCH2CH2OH là chất không
màu, hơi nhớt. DGA có khả năng gây kích ứng mắt, da và niêm mạc [5]. Khi tiếp xúc hoặc làm việc với hóa chất này cần đảm bảo ăn toàn và có đồ bảo hộ. Dung môi DGA thƣờng đƣợc pha với thành phần 50% - 70% trong nƣớc [4]. Dung dịch hoạt động tới nhiệt độ 200 oF. DGA có khuynh hƣớng phản ứng với CO 2 hơn H2S. DGA có một số ƣu điểm là nồng độ lớn nên nhiệt độ đông đặc thấp hơn so với các dung dịch khác. Quá trình hấp thụ tỏa nhiệt nên nhiệt độ trong tháp hấp thụ cần đƣợc làm lạnh để đảm bảo hiệu quả hấp thụ. Đối với dung dịch DGA 65%, lƣợng khí chua đƣợc hấp thụ sẽ nằm trong khoảng 0 ,35 - 0,4 mol/mol DGA. Tuy nhiên, qua quá trình tái sinh, lƣợng khí chua còn lại trong dung dịch amine vẫn chứa khoảng 0 ,05 – 0,1 mol khí chua. Xét toàn bộ quá trình, lƣợng khí chua đƣợc hấp thụ đạt khoảng 0 ,25 – 0,35 mol khí chua/ mol DGA [6].
Hình 1.9 - Sơ đồ Benfield process đượ c sử d ụng ở nhà máy ADGAS's Das Island [ 7] 1.4.4.3 Dung ôi DEA
18
DEA hay DEOA (Diethanolamine) có công thức hóa học HN(CH 2CH2OH)2. DEA cũng gây kích ứng đối với da và mắt, hít DEA ở nồng độ cao (trên 150 mg/m3) gây ngộ độc cho gan, phổi, máu. DEA đƣợc sử dụng với nồng độ từ 25 -35% [9]. Đối với dung dịch 25% DEA có nhiệt độ đóng băng ở -6oC. DEA là chất hấp thụ không chọn lọc, loại bỏ đồng thời cả H 2S và CO2. Lƣợng khí chua đƣợc hấp thụ bằng DEA không vƣợt quá 0 ,7 mol khí chua/ mol DEA. Sau quá trình giải hấp, lƣợng khí chua còn lại trong DEA khoảng 0 ,4 mol. Vì vậy, toàn bộ quá trình hấp thụ bằng DEA sẽ thu đƣợc khoảng 0 ,3 mol khí chua/ mol DEA. 1.4.4.4 Dung ôi MDEA
MDEA (Methyldiethanolamine) CH3 N(CH2CH2OH)2.
là một amine bậc ba có công thức hóa học
MDEA gây kích ứng cho mắt nhƣng chỉ gây kích ứng nhẹ cho da.
Tuy nhiên trong quá trình là việc với MDEA vẫn cần sử dụng đồ bảo hộ để đảm bảo an toàn. Quá trình hấp thụ bằng MDEA có ƣu điểm hơn so với các dung dịch khác là tỏa nhiệt nhẹ trong quá trình hấp thụ và quá trình tái sinh tiết kiệm năng lƣợng hơn. Hiện nay, quy trình sử dụng MDEA tùy thuộc theo thành phần và tác nhât hoạt hóa sẽ sử dụng các quy trình khác nhau. BASF: Activated MDEA (aMDEA):
nhà máy đầu tiên đƣợc xây dựng năm 1971. Trên thế
giới hiện nay, quy trình sử lý bằng MDEA chiếm 22% trong quá trình xử lý khí chua. Tác nhân hoạt hóa là piperazin. DOW CHEMICAL: Gas-Spec Process:
sử dụng để loại bỏ chọn lọc H 2S trong hỗn hợp
khí chƣa nhiều CO 2. UOP: Amine Guard process : sử dụng MDEA và các hóa chat khác để tạo thành dung môi
Ucarsol
(đƣợc chế tạo bởi UOP). Dung môi này đƣợc tạo ra để loại bỏ có chọn lọc H 2S,
loại bỏ sâu cả H2S và CO2 hoặc loại bỏ CO2 từ dòng khí có H 2S. Nồng độ MDEA đƣợc sử dụng trong khoảng 35 -50%. Thông thƣờng, MDEA đƣợc chọn để loại bỏ H 2S xuống khoảng dƣới 4 ppm. Các quá trình muốn loại bỏ sâu cả H 2S và CO2 cần sử dụng tác nhân hoạt hóa và dung môi đặc biệt từ các nhà cung cấp bản quyền [1]. 19
Hình 1.10 - Sơ đồ PFD phân xưở ng x ử lý khí chua bằng MDE A [3] 1.4.4.5 S sánh lựa chọn dung ôi ch quá trình xử lý h chua ỏ Cá Vi anh
So sánh giữa việc hấ p thụ bằng dung môi vật lý, việ c xử lý hấ p thụ khí chua bằng dung môi hóa học có những ƣu thế hơn hẳn. B ảng 1.6 - So sánh dung môi hấ p thụ hóa học và vật lý [ 4]
Dung môi hóa học
Dung môi vật lý
Giảm nồng độ H2S và CO2 xuống
thấ p (<4 ppmv H2S, 50-500 ppmv
mức bình thƣờ ng (4-10 ppmv H 2S;
CO2)
200-5000 ppmv CO 2)
Loại bỏ một phần các hỗn hợ p phức lƣu huỳnh
Loại bỏ mạnh các phức lƣu huỳnh
Các hydrocarbon bị hấ p thụ kèm
Các hydrocarbon bị hấ p thụ kèm bị
nhiều
giớ i hạn
Giảm nồng độ H2S và CO2 xuống
Tốn năng lƣợ ng.
Tiết kiệm năng lƣợng nhƣng tiêu tốn dung môi lớ n hơn hấ p thụ hóa học.
20
Hình 1.11 - So sánh hiệu quả hấ p thụ v ật lý và hóa họ c [9] Trong các loại dung môi hấ p thụ bằng phƣơng pháp hóa học, amine là dung môi hiệu quả và đƣợ c sử dụng phổ biến nh ất hi ện nay. Amine b ậc m ột có hoạt tính cao nhất, tiế p theo đó là amine bậc hai và bậ c ba [4]. M ỗi lo ại amine khác nhau sẽ có những ƣu nhƣợc điể m và tính chất hấ p th ụ riêng biệt, phù hợ p vớ i t ừng thành phầ n lo ại khí và yêu cầu của dòng khí chua sau khi xử lý. B ảng 1.7 - Ưu nhược điể m c ủa các loại amine trong quá trình xử lý khí chua phổ bi ế n [8]
Ƣu điểm MEA
Nhƣợc điểm
Chi phí thấ p
Áp suất hơi cao, dễ tổn thất dung môi.
Ổn định nhiệt
Ăn mòn cao hơn so với các
Loại bỏ 1 phần COS và CS2
alkanolamines.
Hoạt tính cao do tính chấ t của
Chi phí năng lƣợ ng cao do cần làm
amine bậc một.
lạnh nhiệt sinh ra t ừ phản ứng hấ p thụ H2S và CO2.
Không hấ p thụ chọn lọc. Tạo ra sản phẩm hấ p thụ irreversible degradation vớ i CO2, COS, CS2. DGA
Chi phí vận hành thấp do yêu cầ u 21
Hấ p thụ không chọn lọc mixed acid
về dòng tuần hoàn thấ p.
gas.
Loại bỏ COS và CS2.
Hấ p thụ phức aromatic (các hợ p chất
Hoạt tính cao.
cho quá trình thu hồi lƣu huỳnh).
Loại bỏ mercaptan t ốt hơn so vớ i
Chi phí dung môi cao hơn so vớ i MEA
các alkanolamines.
và DEA.
Nhiệt độ đông đặc thấ p.
Ổn định nhiệt cực tốt. DEA
Hấ p thụ COS và CS2.
Hoạt tính thấp hơn so với MEA và
Áp suất hơn thấ p, tổn thất dung
DGA
môi thấ p.
Hấ p thụ không chọn lọc.
Ăn mòn thấp hơn so vớ i MEA
Tuần hoàn cao.
Chi phí thấ p
Không thể tái sinh bằng công nghệ tái sinh thông thƣờ ng.
MDEA
Hấ p thụ chọn lọc H2S cho quá
Chi phí cho dung môi cao hơn so vớ i
trình thu hồi lƣu huỳnh phía sau.
MEA, DEA và DGA.
Ăn mòn ít.
Hoạt tính thấp hơn.
Áp suất hơi thấp, ít mất mát dung
Loại bỏ ít COS, CS2.
môi.
Không thể tái sinh bằng công nghệ tái
Chi phí vận hành thấ p, tiết kiệm
sinh thông thƣờ ng.
năng lƣợ ng. So sánh các dung môi amine bậc một, hai và ba, với các điều kiện nồng độ và dòng amine đầu vào nhƣ bảng 1.10 dƣới cùng một sơ đồng công nghệ hình 1.12, ngƣờ i ta thu đƣợ c k ết quả về dòng khí đầ u ra.
B ảng 1.8 - N ồng độ dòng đầu vào và mục tiêu đầ u ra [8]
Tính chất Nồng độ amine, %
MEA
DEA
MDEA
20
35
50
0.35
0.4
0.5
khối lƣợ ng Mol acid gas/mol amine
22
Tỉ lệ hơi nƣớ c, kg
72-108
84-120
108-144
171
269
247
hơi nƣớ c/ m3 dung dịch amine Nhiệt độ sôi oC
Hình 1.12 - Sơ đồ công nghệ chung cho quá trình xử lý bằng các loạ i amine [8]
Hình 1.13 - Hàm lượ ng H 2 S trong dòng khí ngọt [8]
23
Hình 1.14 - Hàm lượ ng CO 2 trong dòng khí ngọt [8] Dòng khí sau khi đƣợ c s ử lý bằng dung dịch amine khác nhau cho kết qu ả khác nhau đối vớ i từng loại
amine. Đối vớ i dung d ịch MDEA, dòng khí đƣợ c hấ p thụ triệt để và chọn
lọc H2S (giảm xuống dƣới 4ppm) hơn so với các amine còn lạ i. Dung d ịch amine bậc một
MEA có khả năng hấ p thụ H2S tốt hơn so với DEA. Tuy nhiên, dung dịch MDEA có khả năng hấ p th ụ CO 2 kém hơn so vớ i amine bậc m ột (MEA) và amine bậc hai (DEA). N ồng độ CO2 của dòng khí đầu ra đố i với quá trình hấ p thụ bằng amine bậc một (MEA) giảm xuống dƣớ i 150ppm, th ấp hơn hẳn so vớ i hấ p thụ bằng MDEA. Từ những nhận định trên, dung môi hấ p thụ
hóa học cho khả năng hấ p thụ cao hơn so vớ i
dung môi vật lý, đả m b ảo ch ất lƣợng và thành phần dòng khí đầ u ra. Trong h ấ p th ụ b ằng dung môi hóa học, cụ thể là hấ p thụ bằng các dung dịch amine, amine bậc một có hoạt tính cao và cho hiệu qu ả h ấ p th ụ vƣợ t tr ội hơn cả. Gi ữa hai loại amine là MEA và DGA, MEA
có ƣu thế hơn hẳn về việc hấ p thụ khí chua do tính chấ t của amine bậc một, khí
đƣợ c xử lý sau khi hấ p thụ bằng MEA đạt nồng độ nằm trong tiêu chuẩn đố i với quá trình xử
lý khí. Bên cạnh đó, MEA còn là dung môi phổ biến, tiết kiệm chi phí hơn so vớ i
DGA. Với thành phần dòng khí đầu vào từ mỏ nhiều
Cá Voi Xanh chứa hàm lƣợ ng CO2 và H2S
và yêu cầu ch ất lƣợng dòng khí sau khi xử lý đạt ch ất lƣợ ng cao, giảm đƣợc lƣợ ng
khí chua nhiều, dung môi đƣợ c sử dụng để loại bỏ triệt để đồng thờ i CO2 và H2S là MEA. 24
1.4.5 Các công nghệ xử lý h chua bằng amine
Việc lựa ch ọn
dây chuyền công nghệ xử lý khí chua bằ ng amine phụ thuộc và hàm lƣợ ng
khí chua trong dòng khí nguyên liệu đầu vào và yêu cầu đố i với khí sản phẩm đầu ra. Trên thế gi ớ i hi ện nay, có 4 dây chuyền công nghệ x ử lý khí chua bằng amine chính bao gồm:
quy trình flash only, quy trình conventional, quy trình single stage và quy trình
double stage. 1.4.5.1 Quy trình Flash Only Đây là quy trình đơn giả n nhất để xử lý khí chua đƣợc phát triể n bở i UOP. Đặc điểm nổi
bật của quá trình này là đơn giản xong hàm
lƣợng khí chua xử lý không đạt hiệu quả cao.
Hình 1.15 - Sơ đồ công nghệ quy trình Flash Only [21]
Mô tả công nghệ
Dòng khí nguyên liệu ban đầu đƣợc đƣa vào ở ph ần phía dƣới tháp hấ p th ụ, dòng amine đƣợc đƣa vào ở phía trên đỉnh tháp. Dòng make up water đƣợc đƣa vào phía trên để tránh lƣợ ng amine bị lôi cuốn theo dòng khí sạch. Dòng khí sweet gas đƣợ c l ấy ra từ đỉnh tháp hấ p thụ. Dòng rich amine sau khi hấ p thụ đi ra từ r ồi
đáy tháp đƣợc tăng nhiệt độ bằng heater
đi vào bình tách. Dòng amine đi ra từ bình tách đi vào tháp giả i h ấp, dòng dung dịch
lean amine đi ra từ đáy tháp giải h ấ p s ẽ quay tr ở l ại tháp hấ p th ụ cùng với dòng make up 25
water. Dòng khí đi ra từ tháp giải hấ p sẽ đƣợc đƣa đến bình tách khí acid đƣa đến các quá trình xử lý khác. Quy trình flash only đƣợ c sử dụng nhiều cho xử lý khí đi vào các đƣờ ng ống dẫn khí thiên nhiên.
Ƣu điểm
Công nghệ
Năng lƣợng tiêu tốn thấ p Thích hợ p cho việc loại CO2
Loại
đơn giản nhất, chi phí thấ p nhất
đƣợ c một phần H2S
Nhƣợc điểm Hàm lƣợ ng CO2 còn lại trong khí sạch còn khá cao.
1.4.5.2 Quy trình Cnventinal
Quy trình Conventional đƣợ c xử dụng phổ biến trong việc xử lý khí để sản xuất khí thƣơng phẩm LPG và NGL.
Hình 1.16 - Sơ đồ công nghệ quy trình Conventional [21]
Mô tả công nghệ
Dòng khí nguyên liệu ban đầu đƣợc đƣa vào ở ph ần phía dƣới tháp hấ p th ụ, dòng amine đƣợc đƣa vào ở phía trên đỉnh tháp. Dòng make up water đƣợc đƣa vào phía trên để tránh lƣợ ng amine bị lôi cuốn theo dòng khí sạch. Dòng khí sweet gas đƣợ c l ấy ra từ đỉnh tháp hấ p thụ.
Dòng rich amine sau khi hấ p thụ đi ra từ đáy tháp đi vào bình tách và rử a bằng 26
make-up
water. Dòng amine đi ra từ bình tách sẽ qua thiết bị trao đổi nhiệt với dòng lean
amine r ồi
đi vào tháp giả i hấp. Dòng dung dịch lean amine đi ra từ đáy tháp giải hấ p sẽ
quay tr ở l ại tháp hấ p th ụ cùng với dòng make up water. Dòng khí đi ra từ
tháp giải hấ p s ẽ
đƣợc đƣa đến bình tách khí acid đƣa đến các quá trình xử lý khác. Quy trình Conventional đƣợ c sử dụng nhiều cho xử lý khí LPG và NGL.
Ƣu điểm
Có thể loại CO2 đến hàm lƣợ ng 50 ppm
Lƣợng dung môi cần tái sinh ít hơn so với quy trình flash only
Lƣợ ng H2S thấp hơn 4 ppm
Nhƣợc điểm
Reboiler của
tháp tái sinh làm việ c nhiều hơn nên so với quy trình flash only, quy trình
conventional sử dụng nhiều năng lƣợng hơn. 1.4.5.3 Quy trình Single stage
Quy trình singe stage đƣợc áp dụng cho xử lý dòng khí có hàm lƣợng khí chua lớ n, cần loại bỏ đến hàm lƣợ ng chỉ còn vài ppm.
Hình 1. 17 - Sơ đồ quy trình công nghệ Si ngle stage[21]
Mô tả công nghệ
27
Tƣơng tự nhƣ quá trình conventional, dòng khí nguyên liệu ban đầu đƣợc đƣa vào ở phần phía dƣới tháp hấ p thụ, dòng amine đƣợc đƣa vào ở phía trên đỉnh tháp. Dòng make up water đƣợc đƣa vào phía trên để tránh lƣợ ng amine bị lôi cuốn theo dòng khí sạch. Dòng khí sweet gas đƣợ c l ấy ra từ đỉnh tháp hấ p th ụ. Dòng rich amine sau khi hấ p th ụ đi ra từ đáy tháp đi vào bình tách và rử a bằng make-up water. Dòng amine đi ra từ bình tách sẽ qua thiết b ị rich flash column sẽ qua thi ết b ị
để lo ại b ỏ khí chua. Dòng amine đi ra từ rich flash column
trao đổi nhiệt và đi vào thiết b ị amine stripper để tách loại triệt để các khí
chua. Dòng lean amine sạch đi ra từ đáy stripper qua thiế t bị trao đổi nhiệt r ồi quay ngƣợ c lại thiết bị hấ p thụ.
Quy trình Conventional đƣợ c sử dụng nhiều cho xử lý khí LPG và
NGL.
Ƣu điểm:
Hàm lƣợ ng CO2 trong khí ngọt đạ t 50 ppm
Có hai tháp flashing nên năng lƣợng tiêu tốn cho quá trình tái sinh thấp hơn so vớ i quy trình conventional.
Hàm lƣợ ng H2S thấ p (<4 ppm) Nhƣợc điểm: Tiêu tốn nhiều dung môi tái sinh hơn so với quy trình conventional
1.4.5.4 Quy trình Duble stage
Tƣơng tự quy trình single stage, quy trình double stage đƣợc áp dụ ng cho xử lý dòng khí có hàm lƣợng khí chua lớ n, cần loại bỏ đến hàm lƣợ ng chỉ còn vài ppm. Tuy nhiên quy trình này có ƣu điểm là đả m bảo tiết kiệm năng lƣợng hơn so với quy trình single stage.
28
Hình 1.18 - Sơ đồ công nghệ quy trình Double Stage [21]
Mô tả công nghệ
Dòng khí nguyên liệ u đi lên từ phía dƣớ i gặp dòng amine đi xuống trong tháp hấ p thụ. Tại đây, thực hiện quá trình hấ p th ụ hóa học giữa khí acid và dòng amine xả y ra ở điều ki ện nhiệt
độ thấp, áp suất cao. Sau đó dòng khí ngọt đƣợc đƣa ra từ đỉnh tháp trong khi đó
dòng rich amine đƣợc đƣa ra từ đáy tháp. Điều kiện thực hiện quá trình tái sinh là ở nhiệt độ cao và áp suất tháp nên dòng rich amine đi ra từ đáy tháp hấ p th ụ đƣợc đƣa vào Rich Flash Drum
để loại bỏ khí chua. Dòng amine đi ra từ Rich Flash Colum s ẽ qua thiết bị
trao đổi nhiệt và đi vào thiết bị amine stripper để tách loại triệt để các khí chua. Dòng lỏng của Rich Flash Column đƣợ c gọi là Semi-Lean Solvent -
có độ tinh khi ết thấp hơn so
với dòng Lean solvent mộ t phần đƣợc đƣa vào giữa tháp hấ p thụ, m ột phần đƣợc đƣa vào
tháp tái sinh Amine Stripper sau khi trao đổ i nhiệt bằng sản phẩm đáy của tháp tái sinh amine. Tại
tháp Amine Stripper, dòng sả n phẩm khí ở đỉnh đƣợ c quay về Rich Flash
Column trong khi dòng sả n ph ẩm đáy gọi là Lean Solvent sau khi tái sinh đƣợ c quay tr ở lại tháp hấ p thụ ở đĩa đầu tiên để tiế p tục thực hiện quá trình hấ p thụ khí chua.
Ƣu điểm:
Đƣợ c sử dụng cho dòng khí có chứ a nhiều khí acid ( >12%) 29
Năng lƣợ ng cho reboiler ở tháp tái sinh ít hơn so với quy trình single stage
Linh hoạt
trong điều chỉnh t ốc độ dòng dung môi cho tải c ủa tháp tái sinh bằng nhiệt
hoặc ngƣợ c lại
Nhƣợc điểm:
Yêu cầu lƣợng dung môi luôn cao hơn so với quy trình single stage
Đƣờng kính tháp hấ p thụ lớn hơn so với quy trình single stage bởi vì phả i chịu dòng dung môi lớn hơn.
1.4.5.5 S sánh lự a chọn quy trình công nghệ
B ảng 1.9 - N ồng độ dòng đầu vào và mục tiêu đầ u ra [21]
Công suất Sơ đồ công nghệ
Chất lƣợ ng
dòng khí nguyên liệu
Chất lƣợ ng
Ứ ng dụng
dòng khí ngọt
điển hình
nhiệt của (MBTU/lbmol CO2 bị loại bỏ)
Lƣợng khí Flash only
acid r ất cao
>2% CO2
Pipeline NG
8-10
50 ppm CO 2
LNG
45-60
LNG, NGL
32-40
Amonia
12-18
(>12%)
Lƣợng khí Conventional
acid thấ p (<7%)
Lƣợng khí Single stage
acid cao (7-12%)
50-1000 ppm CO2
Lƣợng khí Double stage
acid r ất cao
500 ppm CO 2
(>12%) Từ
các ƣu nhƣợc điểm và hiệ u qu ả các quy trình đã trình bày ở trên, với thành phần khí
nguyên liệu đầu vào chƣa hàm lƣợng khí H2S và CO2 lớn, quy trình đƣợ c lựa chọn là quy 30
trình conventional. Quy trình này đả m bảo yêu cầu chất lƣợng dòng khí dầ u ra có hàm lƣợ ng CO2 và H2S nhỏ, tiết kiệm năng lƣợng, phù hợ p với thành phần khí chua ban đầ u.
31
CHƯƠNG 2 - TÍNH TOÁN CÂN BẰNG VẬT CHẤT 2.1
Các điều kiện ban đầu Thành phần dòng nguyên liệu B ảng 2.1 - Thành phần c ủa dòng khí nguyên liệu
Thành phần
Điều kiện làm việc
Khối lƣợ ng
% thể
phân tử
tích
28
7,80
44
5
34
0,50
16
73,70
30
11,93
44
0,42
58
0,08
58
0,10
72
0,06
72
0,04
86
0,06
100
0,31
B ảng 2.2 - Điều ki ện làm việc c ủa dòng khí nguyên liệ u
Dung môi hấ p thụ
MEA(15% khối lƣợ ng)
Nhiệt độ tháp hấ p thụ Nhiệt độ dòng amine đi vào tháp hấ p thụ
Áp suất làm việc tháp hấ p thụ
900 psia
Công suất làm việ c
120 triệu
Thời gian làm việ c mỗi năm
⁄
8000 (h)
Công suất cụm phâm xƣở ng theo gi ờ 32
⁄ 2.2
Tnh tán cân bằng vật chất
2.2.1
Thành hần h nguyên liệ u
Lƣu lƣợ ng thể tích của các thành phần khí dòng vào đƣợc tính theo công thứ c
B ảng 2.3 - B ảng thành phần và các thông số khác của dòng nguyên liệ u
Thành phần
Khối
% thể
Lƣu lƣợ ng % thể tích Nhiệt độ
lƣợ ng
tích
(m /h)
3
Áp suất
tớ i hạn
tớ i hạn
phân tử 28
7,80
1170
7,80
126
3,4
44
5
750
5
304
7,38
34
0,50
75
0,50
373
8,96
16
73,70
11055
73,70
191
4,6
30
11,93
1789,5
11,93
305
4,88
44
0,42
63
0,42
370
4,25
58
0,08
12
0,08
408
3,65
58
0,10
15
0,10
425
3,8
72
0,06
9
0,06
460
3,39
72
0,04
6
0,04
470
3,37
86
0,06
9
0,06
507
3,01
100
0,31
46,5
0,31
540
2,74
Áp dụng các công thức tính toán nhiệt độ gi ả tớ i hạn, áp suất gi ả t ớ i h ạn, khối lƣợ ng mol giả hỗn hợp, ta có:
33
Ta thu đƣợ c bảng sau: B ảng 2.4 - Nhi ệt độ, áp suấ t, khối lượng phân tử hi ệu d ụng c ủa dòng nguyên liệu
Thành phần
Tổng
Khối lƣợng phân
Nhiệt độ giả tớ i
Áp suất giả tớ i
tử hiệu dụng
hạn
hạn
2,18
9,83
0,27
2,20
15,20
0,37
0,17
1,87
0,05
11,79
140,77
3,39
3,58
36,39
0,58
0,18
1,55
0,02
0,05
0,33
0,03
0,06
0,43
3,8×10-3
0,04
0,28
2,03×10-3
0,03
0,19
1,35×10-3
0,05
0,30
1,81×10-3
0,31
1,67
8,49×10-3
20,65
208,79
4,69
Đối vớ i hỗn hợ p chứa khí chua, cần tính đến hệ số hiệu chỉnh và các thông số nhiệt độ, áp suất hiệu chỉnh, ta có:
Áp dụng công thức tính hệ số hiệu chỉnh cho khí chua [2] :
Vớ i:
tính theo oR =
o
K
A là phần mol H2S và CO2 trong hỗn hợ p khí. B là phần mol H2S trong h ỗn hợ p khí.
Nhiệt độ giả tớ i hạn hiệu chỉnh của hỗn hợ p khí [2]:
34
Áp suất giả tớ i hạn hiệu chỉnh của hỗn hợp khí [2]:
Nhiệt độ giả rút gọn của hỗn hợp khí:
Áp suất giả rút gọn của hỗn hợp khí:
35
Hình 2.1 - Gi ản đồ Katz xác đị nh hệ sô chịu nén [ 2]
Xác định hệ số chịu nén z:
Từ thông số nhiệt độ giả rút gọn và áp suấ t giả rút gọn, sử dụng giản đồ Katz xác định hệ số chịu nén z, ta thu đƣợ c z = 0,89
Tỉ tr ọng hỗn hợp khí thực đầu vào [2]:
⁄
Thành phần khí sạch Tổng lƣu lƣợ ng khí hydrocarbon và nitrogen đi ra khỏ i tháp hấ p thụ:
⁄ ⁄ ⁄
Tổng lƣợng khí chua còn lạ i trong s ản phẩm:
Tổng thể tích khí sạch đi ra khỏi tháp:
2.2.2
Thành hần h sản phẩm
Tƣơng tự nhƣ tính toán thành phần khí nguyên liệu, ta tính đƣợc thành phầ n của khí sản phẩm nhƣ sau:
B ảng 2.5 - B ảng thành phần và các thông số khác của dòng sản phẩ m
Thành phần
Lƣu lƣợ ng 3
(m /h)
% thể tích
Nhiệt độ giả o
tớ i hạn( K)
Áp suất giả
Khối lƣợ ng
tớ i
phân tử hiệu
hạn(MPa)
dụng
1170
8,25
10,40
0,28
2,31
0,71
0,005
0,02
3,69×10-4
2,2×10-3
0,07
5×10-3
1,9×10-3
4,48×10-5
1,7×10-4
36
Tổng
11055
77,99
148,95
3,59
12,48
1789,5
12,62
38,50
0,62
3,79
63
0,44
1,64
0,02
0,20
12
0,085
0,35
3,09×10-3
0,05
15
0,11
0,45
4,02×10-3
0,06
9
0,06
0,29
2,15×10-3
0,05
6
0,04
0,20
1,43×10-3
0,03
9
0,06
0,32
1,91×10-3
0,05
46,5
0,33
1,77
0,01
0,33
14175,78
100
202,89
4,52
19,34
Hình 2. 2 - Sơ đồ cân bằng v ật chất tháp hấ p thụ 2.2.3
Tnh tán lượng aine đưa và sử dụng
Phƣơng trình phản ứng hóa học giữa MEA và H2S 37
2RNH2R’ + H2S ↔ RNH3+R’ + S2
Phƣơng trình phản ứng hóa học giữa MEA và CO2 2RNH2R’ + CO2 ↔ RNH3
+
R’ + RNHCOO-
Xác định nồng độ CO2 và H2S trong dòng lean amine [18]:
Chọn tỉ lệ dòng stripping hơi nƣớ c bằng 1,1(lb/gal) dung d ịch MEA để lƣợng khí chua
còn lại trong amine là tối thiểu (theo Hình 2.3). Tỉ lệ dòng khí chua đầu vào
Từ biểu đồ dƣới đây ta tìm đƣợc lƣợ ng CO2 còn lại trong dòng lean amine là 700 grains / gal
Hình 2.4 - Bi ểu đồ xác đị nh nồng độ CO 2 còn lại trong dòng lean amine [17] Tƣơng tự vớ i tỉ lệ stripping hơi nƣớ c bằng 1,1(lb/gal) dung d ịch MEA và tỉ lệ dòng khí chua đầu vào, ta cũng thu đƣợc lƣợ ng H2S trong dòng lean amine là 5 (grains /gal).
38
Hình 2. 5 - Bi ểu đồ xác đị nh nồng độ H 2 S còn lại trong dòng lean amine [17] Nồng độ khí chua trong dòng lean amine là: Nồng độ khí CO2:
⁄ ⁄
Nồng độ khí H2S:
⁄ ⁄
Tổng nồng độ khí chua trong dòng lean amine là :
Ta xác định đƣợ c khối lƣợng riêng củ a MEA 15% wt ở 90oF là 8,34 (lb/gallon) = 3
999,35 (kg/m ).
39
Hình 2.5 - Đồ thị thể hi ện mố i quan hệ gi ữa khối lượng riêng của dòng amine MEA theo nhi ệt độ và nồng độ [17]
Khối lƣợ ng của MEA có trong 1 gal dung dịch là :
( ) ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄
Nồng độ MEA trong 1 gal dung d ịch là:
Lƣợng khí chua còn trong lean amine/ mol MEA là:
Lƣợng khí chua còn trong lean amine/ mol MEA là:
Áp suất riêng phần của khí chua [18]:
40
Tỉ lệ áp suất riêng phần của khí chua:
⁄
Từ tỉ lệ áp suất riêng phần của khí chua 232,65
= 0,1, áp suất riêng phầ n của H2S
. Giả sử nhiệt độ đầu ra của dung dịch amine đạt
=
, ta tìm
đƣợ c nồng độ cân bằng của H2S là
Hình 2.6 - Bi ểu đồ cân bằng H 2 S và MEA 15% ở 60oC [17]
⁄
Từ biểu đồ H ình 2.6 , v ới áp suất riêng phầ n của H2S nồng độ cân bằng của H2S là
.
= 236,5
và giá trị
, ta tìm đƣợc giá trị
41
Hình 2.7 - Bi ểu đồ cân bảng CO 2 và MEA 15% tại 60oC [17[
Tại tr ạng thái cân bằng, ta có:
⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄
Nồng độ tại tr ạng thái cân bằng của CO2 là:
Vậy nồng độ lúc cân bằng của khí chua trong dung d ịch amine MEA là:
Theo k ết quả nghiên cứu thực nghiệm của Zapffe nồng độ khí chua đi ra cùng dung dị ch
amine đạt 65% nồng độ cân bằng, theo Kohl Riesenfeld con s ố này là 75% [18]. Ch ọn nồng độ khí chua đi ra khỏi tháp hấ p thụ đạt 70% n ồng độ ở tr ạng thái cân bằng, ta có:
⁄ ⁄ ⁄
Lƣợng khí chua đƣợ c lấy đi:
42
⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ Dòng khí đầu vào có lƣu lƣợ ng: Dòng khí sạch có lƣu lƣợ ng:
Lƣợng khí chua cần hấ p thụ:
Lƣợng mol khí chua cầ n hấ p thụ:
Lƣợ ng amine MEA cần để hấ p thụ khí chua là:
Tổng lƣợ ng amine cần sử dụng
Lƣợ ng amine tuần hoàn là:
43
Từ Hình 2,8 xác định đƣợ c khối lƣợng riêng của MEA 15% wt ở 90oF là 8,34 (lb/gallon) 3
= 999,35 (kg/m )
Hình 2.8 - Đồ thị thể hi ện mố i quan hệ gi ữa khối lượng riêng của dòng amine MEA theo nhi ệt độ và nồng độ [17]
Lƣợ ng amine tuần hoàn là :
⁄
Theo [13], ta suy ra đƣợ c phần mol của CH4 trong nƣớ c ở nhiệt độ 90oF là 0,001. Từ đó, suy ra:
Trong đó:
: mol c ủa methane tan trong nƣớ c (kmol) : mol c ủa nƣớ c trong dung d ịch amine (kmol) ,
: lần lƣợt là khối lƣợ ng của methane và nƣớ c trong dung d ịch amine (kg/h)
Lƣợng khí chua ra khỏi tháp hấ p thụ:
(kg/h).
44
Giả sử lƣợ ng amine bị mất mát do dòng khí cuốn theo là do 1% MEA do amine MEA có
áp suất bay hơi thấp nên lƣợ ng amine mất mát khá lớ n.
Tổng lƣợ ng sản phẩm ra ở đáy:
45
CHƯƠNG 3 - TÍNH TOÁN CÂN BẰNG NĂNG LƯỢNG 3.1
Cân bằng nhiệt lượng thá hấp thụ
Phưng trình cân bằng nhiệt lượ ng [20]:
Trong đó:
: tổng lƣợ ng nhiệt đi vào tháp hấ p thụ
: tổng lƣợ ng nhiệt đi ra khỏi tháp hấ p thụ
Tnh tổng nhiêt lượng đi và thá hấ p thụ Trong đó:
:
lƣợ ng nhiệt do dòng khí nguyên liệu mang vào
:
lƣợ ng nhiệt do dòng amine tái sinh mang vào
: Lƣợ ng nhiệt sinh ra do ph ản ứng giữa khí chua và amine
Lượ ng nhiệt
Trong đó:
do dòng khí nguyên liệu mang vào
G0 : là lƣợng khí nguyên liệu đi vào tháp hấ p thụ.
: là enthal py của dòng khí nguyên liệu đi vào
Vớ i:
Trong đó:
tháp hấ p thụ ở nhiệt độ 90oF (kJ/h)
∑ .
:thông số acentric của từng cấu tử khí đầu vào.Thông số acentric đặc trƣng cho mức độ
sai lệch của khí thực không có hình cầu nhƣ khí lý tƣở ng.
46
Sử dụng đồ thị 24.6 và 24.7 trong [20] bằng cách dựa vào nhiệt độ Vớ i: Tr = Pr =
Trong đó:
quy đổi Tr và Pr
T, P: là nhiệt độ và áp suất hoạt động của tháp Tth, Pth : là nhiệt độ
∑ ∑
và áp suất tớ i hạn của dòng khí nguyên liệ u
Nhiệt độ và áp suất tớ i hạn của dòng khí nguyên liệu đƣợc tính bằng cách tham khảo các
thông số nhiệt độ và áp suất tớ i hạn của từng cấu tử trong bảng sau [20] B ảng 3.1 - Thông số acentric và anthalpy của dòng khí ở 90oF [20]
Thành phần khí đầu vào N2 CO2 H2 S C1 C2 C3 iC4 nC4 iC5 nC5 C6 C7+ Tổng
Nồng độ (yi) 0,078 0,05 0,005 0,737 0,1193 0,0042 0,0008 0,001 0,0006 0,0004 0,0006 0,0031 1
Khối lƣợ ng mol (kg/kmol) 28 44 34 16 30 44 58 58 72 72 86 100
Thông số
acentric 0,037 0,267 0,095 0,010 0,098 0,152 0,185 0,199 0,228 0,251 0,299 0,348
0,003 0,013 0,0005 0,008 0,012 0,0006 0,0002 0,0002 0,0001 0,0001 0,0002 0,0011 0,039
Anthalpy ở Anthanpy o 90 F(kJ/kg) (kJ/kmol) 314,01 209,83 290,75 639,65 407,05 348,90 325,64 348,90 325,64 341,92 297,73 253,53 4126,32
685,80 461,64 49,43 7542,75 1456,83 64,48 15,11 20,24 14,07 9,84 15,36 78,60 10414,14
Lƣợng nhiệt ở điều kiện chuẩn ở 90 oF của dòng khí là:
Nhiệt độ rút gọn và áp suất rút gọn của hỗn hợp khí ta tính đƣợc ở trong phần tìm thành phần khí ở trên lần lƣợt là Tr =1,50 và Pr = 1,35 47
.
Hình 3.1 - Đồ thị xác đị nh thông số
48
[20]
Hình 3. 2- Đồ thị xác đị nh thông số
[20]
Với giá trị Tr và Pr trên, thông qua đồ thị trên ở hình 24.6 và 24.7 trong tài liệu tham khảo ta tìm đƣợc:
= 0,62
= 0,17
Ta có :
Mặt khác, ta có: Tỉ trọng khí đầu vào là 56,75 (kg/m3) Công suất của khí nguyên liệu là 15000 (m3/h) Khối lƣợng phân tử khối trung bình của dòng khí vào là 20,65 (kg/kmol) 49
Do đó, ta có lƣu lƣợng khối lƣợng dòng khí vào là
/h)
Suy ra
Lƣợng nhiệt dòng khí mang vào:
Nhiệt
lượng do dòng amine tái sinh mang vào
Trong đó:
: nhiệt dung riêng của dòng amine tái sinh.
o
/kg. C)
: lƣợng amine tái sinh đi vào tháp hấp thụ (kJ/h)
: nhiệt độ của dòng amine đi vào. T = 110 oF = 34oC
Nhiệt
lượng sinh ra trong phản ứng giữa khí chua với amine
Theo Rohl and Riesenfeld nhi ệt tỏa ra của phản ứng CO2 VÀ H2S vớ i MEA lần lƣợt là 825 (Btu/pound)
và 820 (Btu/pound).
Lƣợng mol khí chua cần hấ p thụ đƣợc tính ra là
⁄
⁄ ⁄ ⁄ ⁄ ⁄ .
Do đó, khối lƣợng khí chua lần lƣợt là:
Nhiệt phản ứng:
Nhiệt phản ứng sinh ra trong ph ản ứng khí chua vớ i amine:
50
và
⁄ ⁄ Tnh tổng lượ ng nhiệt đi ra hỏi thá hấp thụ Nhiệt
lượng do dòng khí ngọ t mang ra ở đỉnh tháp hấ p thụ Q4
Cách tính Q4 tƣơng tự nhƣ ở Q1, ta xem dòng khí ra khỏi tháp hấ p thụ tại nhiệt độ và áp o
suất làm việc là 110 Fvà 900 psi, chỉ có nồng độ các cấu tử và lƣu lƣợng dòng thay đổ i Cụ thể nhƣ sau:
B ảng 3.2 - Thông số acentric và anthalpy của dòng khí ở 110oF [20]
Thành phần
khí đầu
Nồng độ (yi)
ra
Khối
Thông số
lƣợ ng mol
acentric
(kg/kmol)
Anthalpy ở
Anthanpy
110oF(kJ/kg)
(kJ/kmol)
N2
0,0825
28
0,038
0,003
325,64
752,55
CO2
5.10-5
44
0,267
1,33.10-5
232,60
0,51
H2S
5.10-
34
0,095
4,7.10-
302,38
0,05
C1
0,78
16
0,010
0,0081
651,28
8126,43
C2
0,126
30
0,098
0,0124
418,68
1585,58
C3
0,0044
44
0,152
0,0007
372,16
72,77
iC4
8,5.10
-4
58
0,185
0,00015
348,9
17,13
nC4
0,0011
58
0,199
0,0002
372,16
22,84
iC5
6.10
-
72
0,228
0,0001
348,9
15,95
nC5
4.10
-4
72
0,251
0,0001
360,53
10,99
C6
6.10
-4
86
0,299
0,0002
314,01
17,15
C7+
0,0033
100
0,348
0,0011
272,142
89,27
Tổng
1
0,0262
4126,324
10711,21
Tính tƣơng tự nhƣ cho thành phần khí vào ta có:
⁄ và
51
Suy ra:
= 0,62
= 0,03
Mặt khác, ta có:
Tỉ trọng khí đầu ra là 52,23 (kg/m3) Công suất của khí nguyên liệu là 14175,78 (m3/h) Khối lƣợng phân tử khối trung bình của dòng khí ra là 19,34 (kg/kmol)
Do đó, ta có lƣu lƣợng khối lƣợng dòng khí vào là:
Lƣợng nhiệt dòng khí mang ra :
Nhiệt thất
thoát ra môi trườ ng Q5
Lƣợ ng nhiệt thất thoát ra bên ngoài phụ thuộc vào điều kiện hoạt động của tháp và các yếu tố môi trƣờng tác động bên ngoài. Thông thƣờ ng, sự thất thoát nhiệt trong tính toán đƣợ c lấy trong kho ảng 1 đến 5 % lƣợ ng nhiệt tổng của toàn quá trình
Lấy hệ số tổn thất nhiệt là 3,5%, ta có:
Nhiệt
lượng dòng amine mất mát theo dòng khí
Trong đó:
: lƣợ ng amine mất mát (kg/h) : nhiệt dung riêng của dòng amine mất mát (kJ/kg.oC).
52
o
: nhiệt độ dòng amine đi ra ( C)
Lượ ng nhiệt dòng aine bã hòa đe ra Q 6 Theo cân bằng nhiệt lƣợ ng, tổng lƣợ ng nhiệt đi vào tháp bằng tổng lƣợ ng nhiệt đi ra khỏi tháp nên:
Nhiệt độ ra khỏi đáy tháp
Trong đó:
: lƣợ ng nhiệt dòng amine đem ra khỏi đáy tháp (kJ/h) o
: nhiệt dung riêng của dòng ra (kJ/kg. C)
Btu/lb.oF = 3,828 (kJ/kg. oC)
: khối lƣợ ng ra khỏi tháp (kg/h)
Từ đó, suy ra:
o
C
o
Vậy nhiệt độ ra khỏi tháp là khoả ng 56 C Tổng nhiệt và (kg/h)
Nhiệt dòng khí vào ở 90oF Nhiệt dòng amine vào Nhiệt phản ứng
Tổng nhiệt ra (kg/h)
Nhiêt dòng khí mang ra ở 110oF Nhiệt mất mát do môi trƣờ ng Nhiệt do dòng amine mất mát
Lƣợng nhiêt dòng amine mang ra
o
Nhiêt dòng amine mang ra
56 C
53
3.2
Tnh tán thá giải hấp
Cân bằng nhiệt lượ ng của thá giải hấp Phƣơng trình cân bằ ng nhiệt [17]
Trong đó:
: nhiệt lƣợ ng của dòng rich amine vào (amine+ H2S + CO 2) (kJ/h) : nhiệt lƣợ ng của dòng lean amine ra (kJ/h)
: nhiệt độ của giải hấ p của phản ứng khí chua và amine (kJ/h)
: nhiệt độ của reboiler (kJ/h) : nhi ệt cần cấ p cho thiết bị condenser (kJ/h)
Tính nhiệt lƣợ ng của dòng vào (
)
Sau khi dòng amine sau khi đi qua tháp tách chủ yếu tách hoàn toàn CH 4, chỉ còn ít lƣợ ng CO2, MEA
và H2S mất ra khỏi sản phẩm đỉnh của tháp tách nên nên ta có thành phầ n
dòng đáy nhƣ sau: B ảng 3.3 - Thành phần c ủa dòng rich amine sau khi đi qua tháp tách
Thành phần dòng sau khi qua tháp tách CO2 H2 S Dung dịch amine MEA Tổng
Lƣu lƣợ ng khối lƣợ ng
Lƣu lƣợ ng mol
(kg/h)
(mol/h)
44,63 3,13 696,01
6 0,42 93,58
56853,30
743,77
100
% mol
Đồi lƣợ ng tổng dòng aminE sau khi đi qua tháp tách: QMEA =56853,30 kg/h = 2089 (lb/min) Lấy nhiệt độ dòng rich amine vào thấ p giải hấ p ở 190
o
F và dòng lean amine ra khỏi tháp
o
giải hấ p 240 F
Ta có:
54
(Btu/min)
Trong đó: Nhiệt dung riêng của dòng amine là 0,98 (Btu/lb oF).
Lƣợng amine đi vào tháp tái sinh 2089 (lb/min) Nhiệt lƣợ ng của dòng khí chua giải hấ p ra khỏi amine là:
Trong đó: Lƣợ ng nhiệt khí chua đi qua tháp giả i hấ p lần lƣợt là
=53913 (Btu/min) (Btu/min)
Lƣợng khí chua CO 2 và H2S còn lại trong dòng amine lần lƣợt là (lb/min) (lb/min)
Nhiệt lƣợ ng của reboiler:
Lấy dòng hơi đi vào thiế t bị reboiler ở 250
o
F và có nhiệt lƣợng riêng là 945 (Btu/lb)
Nhiệt lƣợ ng cần cấ p cho thiết bị ngƣng tụ là :
55
CHƯƠNG 4 - TÍNH TOÁN CÁC THIẾT BỊ 4.1
Tnh tán thá hấp thụ
4.1.1
Đường nh thá hấp thụ
Vận tốc tối đa của dòng khí trong tháp hấ p thụ:
[ ]
Trong đó: C là hằng số ứng với phƣơng trình Souders and Brown equation (m/h)
là khối lƣợng riêng pha lỏ ng (kg/m3) là khối lƣợng riêng pha khí (kg/m 3)
Hình 4.1- H ằng số cân bằng C c ủa phương trình Souders and Brown [15] Từ tài liệu tham khảo [14] , ta tìm đƣợ c sức căng bề mặt của dung dịch MEA 15% là 64,4 (mN/m), khoảng cách giữa các đĩa là 0,6 (m). Qua biểu đồ trên, ta tìm đƣợ c hằng số C=650 (ft/h) = 198,12 (m 3/h).
Thay vào công thức, ta có:
56
[ ] [ ] Đƣờng kính tháp hấ p thụ[15]:
√
Trong đó:
là đƣờng kính tháp (m) là lƣu lƣợng dòng khí đi vào tháp (
⁄
)
là vận tốc dòng khi trong tháp (m/h)
Ta có:
√ √ 4.1.2 Chiều ca thá hấp thụ
Dựa vào sô liệ u thực nghiệm, trên thực tế số đĩa tháp hấ p thụ amine thƣờng có từ 20-30
đĩa, do dòng khí đầu vào với lƣơng lƣợ ng lớn và hàm lƣợ ng CO2 khá lớ n, ta lựa chọn số đĩa bằng 28 và khoảng cách giữa các đĩa là 0,6 m [15].
H đ
Vớ i Hđ : khoảng cách giữa các đĩa. Chọn Hđ=0,6 (m). 0,8 1: khoãng cách cho phép ở đỉnh và đáy thiế t bị. Chọn bằng 0,9 (m).
: chiều dày của đĩa (m) đã chọ n
4.2
-3
= 8.10 (m).
Tnh công suất b
Lƣu lƣợng dòng qua bơm 54 (m3/h) 57
Chiều cao hút 3 (m) Chiều cao đẩy 12 (m)
Công suất hữu ích [16]:
Công suất trên trục bơm [16]:
Công suất của động cơ [16]:
Hiệu suất của bơm [16]:
Công suất thực tế của bơm [16]:
Với công suất động cơ là 4.3
, chọn
Tnh tán nhiệt lượ ng Heat Exchanger (HE)
Ta có:
Trong đó:
o
: nhiệt dung riêng của dòng rich amine
kJ/kg. C
o
o
: nhiệt độ của dòng rich amine đi ra HE ( C). o
C
o
: nhiệt độ dòng rich amine đi vào HE ( C).
C
o
: nhiệt độ của dòng lean amine đi vào HE ( C).
58
o
C
o
: nhiệt độ của dòng lean amine đi ra HE ( C)
59
(kJ/h)
KẾT LUẬN Các thành phần khí chua trong khí tự nhiên là các thành phần có hại, gây ăn mòn và ả nh hƣởng đến chất lƣợ ng sản phẩn cũng nhƣ các quy trình chế biến khí. Việc xử lý loại bỏ các thành phần khí chua có trong khí tự nhiên là điều cần thiết để đảm bảo chất lƣợ ng sản phẩn của
khí tự nhiên. Có rất nhiều phƣơng pháp khác nhau để loại bỏ thành phần khí
chua nên cần l ựa ch ọn phƣơng pháp phù hợ p nh ất dựa trên cơ sở tính toán và thành phầ n dòng khí đầu vào. Quá trình xử lý khí chua bằng dung dịch amine đem lại hiệu qu ả cao, cho ra dòng sả n ph ẩm có hàm lƣợng khí chua nhỏ. Dung dịch amine hoặc quy trình đƣợ c áp dụng tùy thuộc theo thành phần dòng khí đầu vào, yêu cầu s ản phẩm và chi phí đầu tƣ. Các quy trình công nghệ luôn đƣợc phát triển để nâng cao chất lƣợ ng sản phẩm và tiết kiệm
năng lƣợng, đáp ứng yêu cầu v ề s ức kh ỏe môi trƣờng ngày càng nghiêm ngặt. Làm
ngọt
khí thiên nhiên trƣớc khi đƣa vào chế biến không những cần thiết cho quá trình kỹ
thuật, mà còn quan trọng đối v ớ i vi ệc đánh giá giá trị sản ph ẩm, thể hi ện sự
quan tâm của
khoa học k ỹ thuật đối với môi trƣờng và sứ c khỏe con ngƣờ i.
Qua quá trình tìm hiểu và thự c hiện đồ án “THIẾT K Ế HỆ THỐNG LÀM NGỌT KHÍ TỪ MỎ
CÁ VOI XANH BẰNG PHƢƠNG PHÁP HÓA HỌC” nhóm đã đề xuất dung
môi và quy trình xử lý để đảm b ảo gi ảm hàm lƣợng khí chua đế n mức còn vài ppm, đáp ứng đủ tiêu chuẩn đối với khí thƣơng phẩ m tại Việt Nam. Nhóm xin chân thành cảm ơn sự hƣớ ng dẫn tận tình của thầy hƣớ ng dẫn Dƣơng Chí Trung cũng nhƣ sự giúp đỡ của các thầy cô trong hội đồng đã giúp đỡ và chỉ bảo trong quá trình thự c hiện đồ án.
60
TÀI LIỆU THAM KHẢO 1. Lyddon, Barry Burr and Lili. A COMPARISON OF PHYSICAL SOLVENTS FOR ACID GAS REMOVAL. Bryan, Texas, U.S.A. : Bryan Research & Engineering, Inc. 2. Hiền, Nguyễn Thị Minh. Công nghệ chế biến khí tự nhiên và khí đồng hành. Nội : Nhà xuất bản khoa hoc và kỹ thuật, 2004.
Hà
3. Cambell, John M. Gas Conditioning Vol 2. Norman, Oklahoma, U.S.A : s.n. 4. Arthur J. Kidnay, William R. Parrish. Fundamentals of natural gas processing. Boca Raton : s.n., 2006.
5. DIGLYCOLAMINE® AGENT for Gas Treating. http://www.huntsman.com/. [Online] http://www.huntsman.com/performance_products/Media%20Library/a_MC348531 CFA3EA9A2E040EBCD2B6B7B06/Key%20markets_MC348531CFD2FA9A2E0 40EBCD2B6B7B06/Energy_MC348531D0031A9A2E040EBCD2B6B7B06/Gas% 20treating_MC348531D01FFA9A2E040EBCD2B6B7B06/Products_MC348531D 02. 6. GAS SWEETENING PROCESSES. pogc. [Online] total fina elf, 2002. http://www.pogc.ir/portals/0/news/890623-2.pdf. 7. Richard Ochieng,Abdallah S. Berrouk,Cornelis J. Peters. Amine processes outperform in sweetening LNG plant feed. Abu Dhabi, UAE : s.n., 2012. 8. Moshfeghian, Dr. Mahmood Gas Sweetening-Part 1: Comparison of Amines. 2014 9. Jennifer Dyment, Suphat Watanasiri. Acid Gas Cleaning using DEPG Physical Solvents: Validation with Experimental and Plant Data. s.l. : Aspen Technology, 2015. 10. Ả NH HƢỞ NG CỦA MÔI TRƢỜNG KHÔNG KHÍ VÀ CHỌN THÔNG SỐ TÍNH TOÁN CÁC HỆ THỐNG ĐIỀU HOÀ KHÔNG KHÍ. [Online] https://voer.edu.vn/m/anh-huong-cua-moi-truong-khong-khi-va-chon-thong-sotinh-toan-cac-he-thong-dieu-hoa-khong-khi/59428dfe. 11. Carbon Dioxide Corrosion in Oil and Gas Production. M. B. Kermani, A. Morshed. 8, Torrington Place, United Kingdom : s.n., 2003, Vol. 59.
61
12. Ảnh hƣở ng của H2S tới công tác khoan. http://hoahocngaynay.com/. [Online] http://hoahocngaynay.com/vi/hoa-hoc-va-doi-song/hoa-hoc-dau-khi/1448-anhhuong-cua-khi-h2s-toi-cong-tac-khoan-cac-bien-phap-phong-chong.html. 13. Muhammad Shahid, Muhammad Faisal. Effect of hydrogen sulfide gas concentration on the corrosion behavior of “ASTM A-106 grade- A” carbon steel in 14% diiethanol amin solution. 2010. 14. Gonzalo Va´ zquez, Estrella Alvarez,*,† Jose´ M. Navaza, Raquel Rendo, and Eva Romero. Surface Tension of Binary Mixtures of Water + Monoethanolamine and Water + 2-Amino-2-methyl-1-propanol and Tertiary Mixtures of These Amines with Water from 25 °C to 50 °C. Santiago : University of Santiago de Compostela, 1997. 15. Gas Processors Association-Gas Processors Suppliers Association - GPSA Engineering Data Book. Oklahoma : s.n., 2004. 16. Nguyễn Bin, Quá trình thiế t bị và công nghệ hóa học t ập 1:Bơm, quat, máy nén. 17. Robert.N.Mabbox Leonard F.Sheerar Professor, Oklahama State University. Gas Conditioning and Processing . 1982. Gas and Liquid Sweetening . 18. https://www.pvgas.com.vn/tin-tuc/tin-hoat-dong-pv-gas/khoi-dong%E2%80%9Csieu-du-an%E2%80%9D-mo-khi-ca-voi-xanh.17111.html>. Gas, Tai lieu cua PV. 19. So sánh, đánh giá và đề xuất phương pháp công nghệ loại bỏ H2S trong khí từ mỏ Cá Voi Xanh. s.l. : Báo cáo tổng k ết - đề tài nghiên cứu cấp ngành của Pv Pro, 2014. mã số 04/NCCB(PvPro)/HĐ-NCKH. 20. Asociation, Gas Processors Suppliers. Chemical engineering- Thermaldynamic Properties http://paginapessoal.utfpr.edu.br/lisandra/material-de-apoio1/Chemical%20Engineering%20%20Thermodynamic%20Properties.pdf/at_downl oad/file. 21. Zhou, Lubo. Gas Processing. s.l. : Senior R&D Manager UOP GP&H Development.
62
