anh chị hãy thiết kế, mô phỏng một quy trình công nghệ lọc dầu, hóa dầu, chế biến khí, hóa học đã học bằng phần mềm hysys

Bi tp ln môn Tin ng dng



 !"#$
Đ bi:%&'&(&)*+&,-+ /012&3%405+67*+89%&'1%4%4&:;<'=>7/
&?@=>7/'&-A,-%.&B/&?@&<'C)&<'AD%42&>%0E0*F*F
Gio viên hưng dnG&FHIJ%KL%7M%
Thc hin G&?0NO2<'&?@=>7PNQ
J5,/RRSTURT
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 1
Bi tp ln môn Tin ng dng
$$
V
Sự phát triển của ngành công nghiệp hóa học trong những năm vừa qua chứng tỏ
dầu mỏ và khí là những nguyên liệu lý tưởng cho công nghiệp tổng hợp hữu cơ - hóa dầu.
Từ mỏ dầu và khí, qua các quá trình tổng hợp hữu cơ – hóa dầu rất nhiều các hợp chất
hữu cơ, các hợp chất trung gian cho công nghiệp và đời sống đã được tổng hợp nên.
Khi nguồn dầu mỏ đang dần cạn kiệt thì khí tự nhiên có vai trò ngày càng quan
trọng cho công nghiệp hóa dầu. Để có nguồn khí nguyên liệu đáp ứng tốt nhất cho công
nghiệp hóa dầu thì thành phần của khí phải đảm bảo không chứa các nhiều hợp phần
không mong muốn. Trong các thành phần của khí tự nhiên chứa chủ yếu là metane, và
một lượng nhỏ các hợp phần khác như etane, propan…và các thành phần vô cơ (rất ít).
Do đó khí khi khai thác lên ta cần phải tách riêng các thành phần để sử dụng chúng với
các mục đích khác nhau.
Với mục đích tách riêng các thành phần quan trong trong khí tự nhiên đã có rất
nhiều phương pháp được nghiên cứu và sử dụng. Trong bài tập lớn này chúng tôi xin
trình bày về một quá trình tách NGL từ khí tự nhiên và tiến hành mô phỏng sơ đồ công
nghệ trong phần mềm HYSYS. Mục đích là để:
 Vận chuyển khí (không còn các hydrocacbon nặng ngưng tụ trong đường ống).
 Đáp ứng đặc tính kỹ thuật của khí thương phẩm

 Thu được tối đa sản phẩm lỏng (sản phẩm lỏng có giá trị hơn so với sản phẩm khí).
Chúng em xin chân thành cảm ơn thầy Ths. Đoàn Văn Huấn người trực tiếp giảng
dạy môn học và hướng dẫn chúng em hoàn thành đồ án này.

Nhóm thực hiện:
&?0N Lớp lọc hóa dâu B_K53
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 2
Bi tp ln môn Tin ng dng
WXY
RHRHZ'CB'&
Tách riêng metane. Etane, propane từ khí tự nhiên nhằm:
• Vận chuyển khí (không còn các hydrocacbon nặng ngưng tụ trong đường ống).
• Đáp ứng đặc tính kỹ thuật của khí thương phẩm
• Thu được tối đa sản phẩm lỏng (sản phẩm lỏng có giá trị hơn so với sản phẩm
khí).
RHTH[%4&\@
Tạo ra nguồn nguyên liệu có giá trị cho ngành công nghiệp hóa dầu trong việc sản
xuất các vất liệu dẻo và các hợp chất hưu cơ tổng hợp cũng như các dung môi…
RHQH]F^;_+&7*-+`JF]Ca'1%4%4&:
1.3.1 Cơ sở lý thuyết.
Để tách riêng các cấu tử trong hỗn hợp thì có rất nhiều phương pháp như hấp thụ,
hấp phụ, trích ly, chưng cất… Trong đó phương pháp chưng cất được sử dụng rộng rãi
hơn cả vì hiệu quả của nó rất lớn. Đối với hỗn hợp khí tự nhiên ta sử dụng phương pháp
chưng cất ở nhiệt độ thấp. Chưng cất nhiệt độ thấp thực hiện tách các cấu tử định trước
hiểu quả hơn với sơ đồ thiết kế đơn giản.
Quá trình tách hỗn hợp các cấu tử dựa trên sự khác nhau về nhiệt độ sôi của các
cấu tử. Tùy thuộc vào thành phần của hỗn hợp cần tách mà ta có thể thiết kế các sơ đồ
công nghệ khác nhau.
Nguyên liệu: khí tự nhiên, khí đồng hành
Khí tự nhiên là hỗn hợp khí hydrocacbone và một số khí vô cơ. Metane luôn là

hợp phần chính của khí tự nhiên. Nó chiếm từ 70-98% thể tích của khí tự nhiên.
Khí đồng hành là khí thu được khí khai thác dầu mỏ, hỗn hợp khí bay ra cùng với
dầu. Khí đồng hành có hàm lượng metane ít hơn khí tự nhiên (48-80%) và chứa nhiều
hydrocacbone nặng hơn.
Bảng 1.1. Nhiệt độ sôi của các cấu tử trong hỗn hợp
Cấu tử Nhiệt độ sôi (
0
C)
Metane -161,5
Etane -88,3
Propane -42,4
Iso-butane -10,2
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 3
Bi tp ln môn Tin ng dng
n-butane -0.05
Pentane 36
1.3.2. Sơ đồ công ngh.

Khí sau khi khai thác ngoài các cấu tử chính là các hydrocacbone paraffin còn
chữa các tạp chất như: bụi, hơi nước, khí trơ, CO
2
, H
2
S, các tạp chất hữu cơ của lưu
huỳnh. Trước khi đưa vào chế biến khí cần phải qua công đoạn chuẩn bị, tại đó tiến hành
loại bỏ các tạp chất kể trên bằng các quá trình tách bụi, tách hơi nước và tách khí axit.
Để loại bỏ bụi người ta sử dụng các thiết bị như cyclone, lắng bụi và lọc điện. Đối
với khí ẩm có chứa nhiều dầu mỏ nguyên khai người ta dùng thiết bị scrubber, cyclone
ẩm, máy rửa quay…Còn đối với các khí axit đuợc sử lý bằng phương pháp hấp thụ bởi
DEA hay MEA ngoài ra có thể sử dụng phương pháp hấp phụ.

Sau khi loại bỏ các tạp chất và khí axit hỗn hợp khí được làm lạnh đến -95
0
C rồi
đưa vào tháp tách metan De-Methanizer (chế độ vận hành và mô hình giống như tháp
Reboiler Absorber). Tại đây metane được tách ra ở đỉnh. Còn hỗn hợp sản phẩm lấy ra ở
đấy được dẫn vào tháp tách Etan De-Ethanizer (tháp chưng luyện Distilation). Tại đây
etane được tách ra. Hỗn hợp lấy ra ở đáy tiếp tục được đưa vào tháp tách Propan De-
Propanizer (tháp chưng luyện Distilation) để tách nốt propane.
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 4
CH
4
Loại các tạp
chất cơ học
Loại khí
axit
Tháp tách
methane
C
3
H
8
C
4
+
Nguyên liệu
C
2
H
6
Tháp tách

propane
Tháp tách
ethane
CO
2
, H
2
S
Bi tp ln môn Tin ng dng
Wbb/cYdeKdb
THRH]F^+&,-+
Dựa vào thành phần nguyên liệu và yêu cầu sản phẩm ta sẽ lựa chọn các loại thiết
bị tách khác nhau. Đối với quá trình tách methane thì ta sẽ chọn thiết bị tách có cơ chế
vận hành giống như tháp Reboiler Absorber.
Còn đối với quá trình tách ethane và propane thì ta chọn thiết bị giống như thiết bị
chưng cất liên tục (Distillation Column)
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 5
Bi tp ln môn Tin ng dng
THTH]F^+f,g767h+89%&
Tối ưu nhiệt độ đầu vào của nguyên liệu: Nhiệt độ của hỗn hợp đầu vào tháp có
thể thay đổi bất kỳ. Với nhiệt độ thay đổi hỗn hợp đầu vào cũng thay đổi trạng thái nhiệt
động của nó. Điều này cũng dẫn đến làm thay đổi lượng hơi và lượng lỏng đi trong tháp.
Chỉ số hồi lưu: Chỉ số hồi lưu càng lớn thì nhiệt lượng được tiêu thu ở đáy tháp
càng nhiều, vì phải làm bay hơi lượng hồi lưu này. Mặt khác số đĩa lý thuyết của tháp
giảm cùng với sự tăng của chỉ số hồi lưu. Nếu giảm chỉ số hồi lưu thì sẽ làm tăng chi phí
chế tạo tháp mặc dù có giảm chi phí làm việc. Vì vậy cần tiếp cận giá trị thích hợp của
chỉ số hồi lưu.
Vị trí nạp liệu: Vị trí nạp liệu có ảnh hưởng đến lượng lỏng và hơi đi trong tháp vì
tại vị trí nạp liệu có một lượng lỏng đi xuống đáy tháp và một phần hơi bay lên đỉnh tháp.
Do đó nó làm thay đổi cân bằng vật liệu trong tháp.

Số đĩa trong tháp: Số đĩa sẽ quyết định đến chất lượng sản phẩm. Số đĩa lớn thì
chất lượng sản phẩm cao tuy nhiên lại làm tăng chi phí thiết kế, lắp đặt và ngược lại. Do
đó cần phải tính toán số đĩa sao cho thích hợp.
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 6
Bi tp ln môn Tin ng dng
Lưu lượng dòng nguyên liệu: Với mỗi một quy trình công nghệ các thiết bị đều
được thiết kế với một dòng lưu chất nhất định nên khi lưu lượng dòng nguyên liệu thay
đổi sẽ làm thay đổi chất lượng của sản phẩm.
WH!Ydei
QHRH12&3%467h+89%&+h'&0j+@%j
3.1.1. Nhp d$ng nguyên li'u:
Dòng nguyên liệu được làm lạnh đến nhiệt độ -95
0
C và áp suất 2275 kPa. Nguyên
liệu có các cấu tử N
2
; CO
2
, methane, ethane, propane, iso butane, n-butane, iso pentane,
n- pentane, n- hexane, n-heptane, n-octane với thành phần như sau:
Bảng 3.1. Dòng nguyên liệu
Nhiệt độ -95
0
C
Áp suất 2275 kPa
Lưu lượng 1620 kgmole/h
Thành phần Mole fraction
N
2
0.0025

CO
2
0.0048
C
1
0.7041
C
2
0.1921
C
3
0.0706
i-C
4
0.0112
n-C
4
0.0085
i-C
5
0.0036
n-C
5
0.0020
n-C
6
0.0003
n-C
7
0.0002

n-C
8
0.0001
Quá trình chế biến cần tách riêng các cấu tử chình methane, ethane và propane có
độ tinh khiết cao. Quá trình thiết lập mô phỏng trong Hysys cho quá trình tách bao gồm
các bước sau:
Đầu tiên chọn mô hình cho quá trình mô phỏng là Peng Robinson EOS. Nhập
dòng nguyên liệu có thành phần như trên và một dòng năng lượng có giá trị bằng
2.1x10
6
kJ/h. Sau đó nhập 1 tháp De-Methanizer hoạt động giống như reboiled absorber
với dòng vào là dòng nguyên liệu và dòng năng lượng trên.
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 7
Bi tp ln môn Tin ng dng
3.1.2. D$ng năng lượng:
Bảng 3.2. Thông số dòng năng lượng
In this cell Enter
Name Ex Duty
Energy Flow 2.1 x 10
6

kJ/h
3.1.3. Nhp c-c thông tin th-p:
Bảng 3.3. Thông số tháp tách Methane
name DC1
jF,4%SI%%j'+,I%F
I%%j'+,I%F No. of stage 10
Top stage inlet Feed1
Optional inlet streams
Ex Duty

Inlet Stage 4_main TS
Stage Numbering Top Down
Ovhd Vapour Outlet DC1 Ovhd
Reboiler Energy Stream DC1 Reb Q
Bottoms Liquid Outlet DC1 Btm
!8jF78j Top Stage Presure 2275 kPa
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 8
Bi tp ln môn Tin ng dng
!8Ik,;j
Reboiler Presure 2310 kPa
2+,I%@;
lF+,0@+jF
Optional Top Stage
Temperature Estimate
-88
0
C
Optional Reboiler
Temperature Estimate
27
0
C
Monitor
/digign
`&=!8I=@+j 1338 kgmole/h
Design
[specs]
I;70%   I02I%j%+
Fractions
Name

Stage
Flow Basis
Phase
Spec Value
active
Comp Fraction
1_Main TS
Mole Fraction
Vapour
0.9600
TH`&=  28I=
8@+j
Estimate
Sản phẩm đỉnh chứa chủ yếu là methane.
QHTH12&3%467h+89%&+h'&j+&@%jH
Dòng sản phẩm được lấy ra ở đáy tháp tách methane được bơm vào tháp tháp tách
ethane hoạt động như tháp chưng cất liên tục.
3.2.1.Bơm
Bảng3.4. Các thông số của bơm
jF,4%S'I%%j'+,I%F jF,4%S!@8@0j+j8F
Name P-100 Adiabbatic Efficiency 75%
Inlet DC1 Btm mI8.F&jj+SI%=,+,I%F
Energy P-100-HP Pressure[kPa] 2790kPa
Fluid Package Basis-1
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 9
Bi tp ln môn Tin ng dng
3.2.2. Nhp th-p t-ch ethane
Bảng 3.5. Các thông số của tháp tách ethane
Name DC2
jF,4%SI%%j'+,I%F

I%%j'+,I%F No. of stage 14
Feed Stream / stage DC2 Feed / 6
Condenser Type Partial
Overhead Vapour
Product
DC2 Ovhd
Bottom Product DC2 Btm
Overhead Liquid Product DC2 Dist
Reboiler Duty DC2 Reb Q
Condenser Duty DC2 Cond Q
!8jF78j!8Ik,;j Condenser 2725kPa
Condenser Delta P 35kPa
Reboiler 2792 kPa
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 10
Bi tp ln môn Tin ng dng
2+,I%@;lF+,0@+jF
Condenser
-4
0
C
Reboiler 95
0
C
n2j',k,'@+,I%F
Overhead Vapour Rate
320 kgmole/h
Distillate Rate 0 kgmole/h
Reflux Ratio 2.5 ( Molar)
Design [specs] I02I%j%+@+,I
Name

Stage
Flow Basis
Phase
Spec Value
Numerator
denominator
C2/C3
Reboiler
Molar
Liquid
0.01
Ethane
propane
Monitor/digign `&=K@2@+j
TSQ
Astimate
active
Dòng sản phẩm lấy ra ở đỉnh tháp chủ yếu chứa ethane.
QHQH12&3%467h+89%&+h'&28I2@%jH
Dòng sản phẩm từ đáy tháp tách etane được đưa vào tháp tách propan làm việc
như tháp chưng cất lien tục. Tại đây propan được tách ra ở đỉnh tháp.
3.3.1. Valve:
Bảng 3.6. Các thông số van
Connections/ design
Feed Stream DC2 Btm
Product Stream DC3 Feed
Worksheet
DC3 Feed Pressure 1690kPa
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 11
Bi tp ln môn Tin ng dng

3.3.2. Nhp c-c thông s0 th-p t-ch propane
Bảng 3.7. Các thông số tháp tách propane
Name DC3
jF,4%SI%%j'+,I%F
I%%j'+,I%F No. of stage 24
Feed Stream / stage DC3 Feed / 11
Condenser Type Total
Bottom Product DC3 Btm
Overhead Liquid Product DC3 Dist
Reboiler Duty DC3 Reb Q
Condenser Duty DC3 Cond Q
!8jF78j!8Ik,;j Condenser 1585kPa
Condenser Delta P 35kPa
Reboiler 1655kPa
2+,I%@;lF+,0@+jF
Condenser
38
0
C
Reboiler 120
0
C
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 12
Bi tp ln môn Tin ng dng
n2j',k,'@+,I%F
Distillate Rate
110 kgmole/h
Reflux Ratio 1.0 ( Molar)
Design [specs] I02I%j%+o8@'+,I%
Name

Stage
Flow Basis
Phase
Spec Value
comppnents
iC4+nC4
Condenser
Molar
Liquid
0.015
i-C4 and n-C4
Name
Stage
Flow Basis
Phase
Spec Value
Compnents
C3
Reboiler
Molar
Liquid
0.02
C3
Monitor/digign ,F+,;;@+j@+j
jk;7p@+,I
,qr%q
Q
Astimate
astimate
Active

Active
Sản phẩm ra ở đỉnh chứa chủ yếu là propane
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 13
Bi tp ln môn Tin ng dng
QHqH-+67s012&3%4
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 14
Bi tp ln môn Tin ng dng
Wq!$$
RHn]Ca'1%4%4&:C>*Ct
THu%4%47*v%;,:7
Phụ lục 4.1. Thành phần dòng nguyên liệu
Name Feed 1
Nhiệt độ -95
0
C
Áp suất 2275 kPa
Lưu lượng 1620 kgmole/h
Thành phần Mole fraction
N
2
0.0025
CO
2
0.0048
C
1
0.7041
C
2
0.1921

C
3
0.0706
i-C
4
0.0112
n-C
4
0.0085
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 15
Bi tp ln môn Tin ng dng
i-C
5
0.0036
n-C
5
0.0020
n-C
6
0.0003
n-C
7
0.0002
n-C
8
0.0001
QH&h2j0j+&@%jwjAI,;j=AFI8Aj8x
Phụ lục 4.2. Dòng sản phẩm của tháp tách methane
DC1 Ovhd DC1 Btm
Nhiệt độ -87

0
C 17.92
0
C
Áp suất (kPa) 2275 2310
Lưu lượng (kgmole/h) 1188 431.8
Mole Fraction
N
2
0.0034 0.0000
CO
2
0.0063 0.0006
Methane 0.9600 0.0000
Ethane 0.0291 0.6407
Propane 0.0011 0.2617
i-butane 0.0000 0.0419
n-butane 0.0000 0.0318
i-pentane 0.0000 0.0135
n-pentane 0.0000 0.0075
n-hexane 0.0000 0.0011
n-heptane 0.0000 0.0008
n-octane 0.0000 0.0004
qH]0
Phụ lục 4.3. Thông số dòng vào và ra của bơm
P - 100
DC1 Btm DC2 Feed
Nhiệt độ (
0
C) 17.92 18.65

Áp suất (kPa) 2310 2790
Lưu lượng(kgmole/h) 431.8 431.8
NH&h2+h'&j+&@%j
Phụ lục 4.4. Dòng sản phẩm của tháp tách ethane
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 16
Bi tp ln môn Tin ng dng
DC2
Ovhd
DC2 Dist DC2 Btm
Nhiệt độ (
0
C) 8.585 8.585 87.83
Áp suất (kPa) 2725 2725 2792
Lưu lượng (kgmole/h) 248.2 3.852e-6 147.7

Mole Fraction
N
2
0.0000 0.0000 0.0000
CO
2
0.0009 0.0004 0.0000
Methane 0.0000 0.0000 0.0000
Ethane 0.9698 0.9297 0.0071
Propane 0.0292 0.0696 0.7093
i-butane 0.0000 0.0001 0.1225
n-butane 0.0000 0.0000 0.0931
i-pentane 0.0000 0.0000 0.0395
n-pentane 0.0000 0.0000 0.0219
n-hexane 0.0000 0.0000 0.0033

n-heptane 0.0000 0.0000 0.0022
n-octane 0.0000 0.0000 0.0011
yHK@%
Phụ lục 4.5. Thông số dòng ra và vào van
VLV - 100
DC2 Btm DC3 Feed
Nhiệt độ (
0
C) 87.83 63.89
Áp suất (kPa) 2792 1690
Lưu lượng(kgmole/h) 147.7 147.7
zH&h2j28I2@%jw,F+,;;@+,I%I;70%x
Phụ lục 4.6. Dòng sản phẩm của tháp tách propane
GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 17
Bi tp ln môn Tin ng dng
DC3 Dist DC3 Btm
Nhiệt độ (
0
C) 45.83 105.5
Áp suất (kPa) 1585 1685
Lưu lượng (kgmole/h) 106.6 41.1
Mole Fraction
N
2
0.0000 0.0000
CO
2
0.0000 0.0000
Methane 0.0000 0.0000
Ethane 0.0098 0.0000

Propane 0.9752 0.0200
i-butane 0.0138 0.4042
n-butane 0.0012 0.3315
i-pentane 0.0000 0.1419
n-pentane 0.0000 0.0788
n-hexane 0.0000 0.0118
n-heptane 0.0000 0.0079
n-octane 0.0000 0.0039
i{
[1]. Nguy†n Thị Minh Hiền. Công nghệ chế biến khí tự nhiên và khí đồng hành
[2].Ths.Đoàn Văn Huấn.Bài giảng tin ứng dụng
[3]GS.TSKH. Nguy†n Bin. Các quá trình, thiết bị trong công nghệ hóa chất và
thưc phẩm, tập 4
[4]. HYSYS® 2004.2 Tutorials and Applications © 1981-2005 by Aspen
Technology, Inc. All rights reserved. (File hướng dẫn sử dụng trong phần mềm
aspen hysys)

GVHD Ths. Đon Văn Hun Page 18