báo cáo thực tập tìm hiểu nhà máy xử lí khí dinh cố

TRƯỜNG CAO ĐẲNG CÔNG NGHIỆP TUY HOÀ
KHOA CÔNG NGHỆ HOÁ

BÀI TIỂU LUẬN
Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố
GVHD : Lê Thị Kim Huyền
SVTH : Nhóm 3
Tuy Hoà, Tháng 3 Năm 2011
Danh sách thành viên nhóm 3
Lớp CĐHN32B


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 2 / 30
STT Họ và tên Mã số sinh viên
1 Dương Văn Dũng 0915512081
2 Nguyễn Thị My 0915512101
3 Lê Thị Thương
0915512126
4 Phạm Ngọc Đồng
0915512080
5 Lê Văn Công
0915512074
6 Huỳnh Đảo
0915512077
PHỤC LỤC
LỜI MỞ ĐẦU
Không riêng gì Việt Nam, hiện nay trên thế giới vấn đề năng lượng rất được quan tâm
và chú trọng phát triển. Bởi năng lượng luôn được xem là huyết mạch của một quốc gia, nó
tác động tích cực đến việc phát triển kinh tế cũng như quốc phòng.
Việt Nam là quốc gia giàu tiềm năng về dầu khí, tuy chỉ mới bước đầu khai thác và
phát triển, tiềm năng về khai thác và chế biến dầu chưa thật sự phát triển. Tuy nhiên nền

công nghiệp khí Việt Nam cũng đạt được nhiều kết quả to lớn, đáp ứng được nhu cầu tiêu
dùng trong nước.
Hiện tại, ở Việt Nam đã hình thành nên nhiều tập đoàn dầu khí như: Vietso Petro,
Petro Vietnam, Saigon Petro; các công ty dầu khí nước ngoài như: BP (vương quốc Anh),
ONGC – Videsh (Ấn Độ), Conocophillips (Mỹ), JVPC – liên doanh Việt - Nhật… đã góp
phần thúc đẩy đáng kể đến việc phát triển ngành dầu khí còn non trẻ ở Việt Nam.
Được sự đầu tư và quan tâm đặc biệt của chính phủ Việt Nam, năng lượng nói chung
và năng lượng khí nói riêng phát triển với tốc độ khá nhanh và bền vững. Tháng 10 năm
1998, nhà máy xử lý khí Dinh Cố đi vào hoạt động, đánh dấu bước phát triển vượt bật của
ngành công nghiệp khí Việt Nam.
Trong bài tiểu luận này, nhóm chúng tôi xin trình bày về công nghệ chế biến khí trong
nhà máy Dinh Cố.


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 3/30
PHẦN 1. GIỚI THIỆU CHUNG VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ DINH CỐ
1.1. Vị trí:
Nhà máy chế biến khí Dinh Cố được xây dựng tại thị xã An Ngãi, huyện Long Đất,
Tỉnh Bà Rịa – Vũng Tàu, cách Long Hải 6 km về phía bắc, cách điểm tiếp bờ của đường
ống dẫn khí từ Bạch Hổ khoảng 10 km. Diện tích nhà máy 89.600 m
2
(dài 320 m, rộng
280m).
1.2. Mục đích chính của nhà máy:
 Xử lý, chế biến khí đồng hành thu gom được trong quá trình khai thác dầu tại mỏ
Bạch Hổ.
 Cung cấp khí thương phẩm làm nhiên liệu cho các nhà máy điện Bà Rịa, Phú Mỹ, và
làm nhiên liệu cho các ngành công nghiệp khác.
 Thu hồi các sản phẩm lỏng có giá trị kinh tế cao hơn so với khí đồng hành ban đầu.
Việc xây dựng nhà máy sẽ tận dụng được một lượng lớn khí đồng hành bị đốt lãng phí

ở ngoài khơi và làm tăng hiệu quả kinh tế trong quá trình sử dụng nó. Hơn nữa khí đồng
hành là một nguồn năng lượng sạch để sử dụng, có giá thành rẻ và được xem là nhiên liệu
lý tưởng để thay thế than, củi, dầu diesel…
1.3. Các nguồn cung cấp khí cho nhà máy:
Khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ (107 km) ngoài khơi bờ biển Vũng Tàu được vận
chuyển qua đường ống 16” tới Long Hải và được xử lý tại nhà máy GPP Dinh Cố để thu hồi
LPG và các hydrocarbon nặng hơn. Khí khô sau khi tách hydrocarbon nặng được vận
chuyển tới Bà Rịa và Phú Mỹ để dùng làm nhiên liệu cho nhà máy điện.


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 4 / 30
Hiện nay, do sản lượng khí từ mỏ Bạch Hổ đang giảm dần theo thời gian nên nhà máy
sẽ tiếp nhận khí bổ sung từ các mỏ khác từ khu vực bể Cửu Long: Sư Tử Trắng, Rồng - Đồi
Mồi, Tê Giác Trắng…
PHẦN 2. SƠ LƯỢC VỀ NHÀ MÁY KHÍ DINH CỐ (GPP)
2.1. Nguyên lý vận hành
Khí đồng hành được thu gom từ mỏ Bạch Hổ, được dẫn vào bờ theo đường ống 16” và
được xử lý tại nhà máy khí Dinh Cố nhằm thu hồi LPG và các hydrocarbon nặng hơn. Phần
khí khô được làm nguyên liệu cho nhà máy điện Phú Mỹ, Bà Rịa.
Nhà máy được thiết kế với công nghệ Turbo-Expander nhằm thu hồi C
3
,C
4
, và
condensate. Các sản phẩm lỏng, khí sau khi ra khỏi nhà máy được dẫn vào theo ba đường
ống 6” đến kho cảng suất LPG Thị Vải cách Dinh Cố 28 km.
2.2. Các giai đoạn thiết kế nhà máy
 Nhằm đảm bảo cho việc vận hành nhà máy được linh động (đề phòng một số thiết bị
chính gặp sự cố).
 Đảm bảo cho hoạt động của nhà máy được lien tục khi thực hiện bảo dưỡng sữa

chữa thiết bị thiết bị không ảnh hưởng đến cấp khí cho các hộ tiêu thụ.
Nhà máy được thiết kế vận hành ở 03 chế độ khác nhau.
 Giai đoạn AMF: bao gồm hai tháp chưng cất, ba thiết bị trao đổi nhiệt, ba bình tách
để thu hồi khoảng 340 tấn condensate/ngày đêm từ 4,3 triệu m
3
khí ẩm/ngày đêm. Gai đoạn
này không có máy nén nào được sử dụng.
 Giai đoạn MF: bao gồm các thiết bị AMF và bồ sung thêm một thiết bị chưng cất,
một máy nén pittông chạy khí 800 kW, ba thiết bị trao đổi nhiệt, ba bình tách để thu hồi hỗn
hợp bupro khoảng 630 tấn/ngày đêm và condensate khoảng 380 tấn/ngày đêm.


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 5/30
 Giai đoạn GPP: với đầy đủ các thiết bị như thiết kế để thu hồi 540 tấn propan/ngày,
415 tấn butan/ngày đêm và 400 tấn condensate/ngày đêm. GPP bao gồm các thiết bị của MF
bổ sung thêm: 1 turbo-expander 2200 kW, máy nén pittong 2 cấp chạy khí 1200 kW, 2 tháp
chưng cất, các thiết bị trao đổi nhiệt, quạt làm mát và các thiết bị khác.
Theo thiết kế ban đầu, nhà máy chỉ sử dụng một máy nén pittong K-01A để hồi lưu
lượng khí đỉnh tháp tách etan nhằm tăng hiệu suất thu hồi sản phẩm lỏng hoặc có thể đưa ra
trộn với khí khô để cung cấp cho nhà máy điện, khi phải dừng máy nén này để bảo dưỡng
hoặc khi gặp sự cố, thì toàn bộ lượng khí đỉnh tháp C-01 sẽ phải bị đốt bỏ rất lãng phí và
ảnh hưởng đến môi trường. Do đó nhà máy đã được lắp đặt thêm máy nén thứ 2 (K-01B)
Sau khi hoàn tất chế độ GPP, tùy vào điều kiện và hoàn cảnh mà việc sử dụng các chế
độ được áp dụng linh hoạt.
Kể từ năm 2002, sau khi đưa vào vận hành trạm nén khí đầu vào nhà máy đã vận hành
theo chế độ GPP chuyển đổi do nhà thầu Flour Daniel đánh giá và thiết kế lại.
2.3. Điều kiện nguyên liệu vào
Áp suất: 109 bar
Nhiệt độ: 25,6
0

C
Lưu lượng: 5,7 triệu m
3
khí/ngày
Hàm lượng nước: chứa nước ở điều kiện vận chuyển cấp cho nhà máy. Hàm lượng
nước này sẽ được khử bằng thiết bị khử nước trước khi vào nhà máy.
Bảng 2.3. Thành phần khí vào nhà máy
Cấu tử Phần mol (%) Cấu tử Phần mol (%)
N
2
0,21 C
6
0,51
CO
2
0,06 C
7
0,26
CH
4
70,85 C
8
0,18
C
2
13,41 C
9
0,08
C
3

7,5 C
10
0,03
iC
4
1,65 Cyclo C
5
0,05
nC
4
2,37 Cyclo C
6
0,04
iC
5
0,68 Benzen 0,04
nC
5
0,73 H
2
O 1,3
2.4. SẢN PHẨM CỦA NHÀ MÁY
2.4.1. KHÍ THƯƠNG PHẨM


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 6 / 30
Khí thương phẩm còn gọi là khí khô. Là khí đã qua chế biến đáp ứng được tiêu chuẩn
để vận chuyển bằng đường ống và thoả mãn được các yêu cầu của khách hàng. Khí khô có
thành phần chủ yếu là CH
4

(không nhỏ hơn 90%) và C
2
H
4
. Ngoài ra còn có lẫn các
hydrocacbon nặng hơn và các khí khác như H
2
, N
2
, CO
2
… tùy thuộc vào điều kiện vận hành
mà thành phần khí có thể thay đổi.
Bảng 2.3.1a. Thành phần khí thương phẩm của nhà máy xử lý khí Dinh Cố
Lưu lượng khí 5,7 triệu m
3
khí/ngày
Thành phần % mol Thành phần % mol
N
2
0,178 iC
5
H
12
0,0508
CO
2
0,167 nC
5
H

10
0,005
CH
4
81,56 C
6
H
14
0,016
C
2
H
6
13,7 C
7
H
16
0,00425
C
3
H
8
3,35 C
8
+
0,00125
iC
4
H
10

0,322 Hơi nước 0,00822
nC
4
H
10
0,371
Bảng 2.3.1b. Các thông số kỹ thuật đặc trưng của khí khô
Nhà máy điện nói chung
Áp suất tối thiểu, bar Tuỳ theo mỗi nhà máy
Nhiệt độ 20
0
C trên điểm sương
Nhiệt độ điểm sương -10
0
C
Nhiệt độ điểm sương của nước -75
0
C
Tổng nhiệt lượng tối đa 38,000 KJ/m
3
Lượng các tạp chất 30 ppm
H
2
S 20 – 40 ppm
N
2
, He, Ar < 2%
2.4.2. KHÍ HÓA LỎNG (LPG)
Khí hoá lỏng gọi tắt là LPG, có thành phần chủ yếu là propan và butan được nén lại
cho tới khi hoá lỏng (áp suất hơi bảo hòa) ở một nhiệt độ nhất định để tồn chứa và vận

chuyển. Khi từ thể khí chuyển sang thể lỏng thì thể tích của nó giảm 250 lần.
Butan và propan là hai sản phẩm thu được từ sự phân tách Bupro.
Thành phần của LPG:


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 7/30
Thành phần chủ yếu của LPG là các cấu tử C
3
và C
4
gồm có:
 Propan (C
3
H
8
): 60% mol
 Butan (C
4
H10): 40% mol
Ngoài ra còn chứa hàm lượng nhỏ cấu tử etan và pentan… trong LPG còn chứa các
chất tạo mùi mercaptan (R-SH) với tỷ lệ nhất định (nhà máy GPP hiện đang sử dụng 40
ppm) để khi rò rỉ có thể nhận biết bằng khứu giác. Tất cả các cấu tử đều tồn tại ở thể lỏng,
dưới nhiệt độ trung bình và áp suất thường.
Đối với LPG đóng chai thì tuỳ theo điều kiện môi trường sử dụng của từng vùng, từng
nước mà yêu cầu các cấu tử C
3,
C
4
là khác nhau. Ví dụ, đối với những vùng có khí hậu lạnh,
để đảm bảo khả năng hóa hơi khi sử dụng thì yêu cầu hàm lượng cấu tử C

3
nhiều hơn C
4
, và
những nước có khí hậu nóng thì ngược lại.
Đối với nhu cầu công nghiệp, chất lỏng thường được hoá hơi nhờ thiết bị gia nhiệt bên
ngoài hỗ trợ. Thành phần chủ yếu của LPG vẫn chủ yếu là C
3
và C
4
, nếu sản phẩm là butan
thì thành phần C
5
chiếm tối đa là 2%. Thành phần LPG phải đảm bảo khả năng bay hơi 95%
thể tích lỏng ở nhiệt độ quy định.
Bảng 2.3.2 Các thông số kỹ thuật đặc trưng của LPG của nhà máy chế biến khí Dinh Cố
Sản phẩm Propan Butan
Áp suất hơi bão hòa 13 bar ở 37.7
0
C 4.83 bar ở 37.7
0
C
Hàm lượng etan Chiếm tối đa 2% thể tích Chiếm tối đa 2% thể tích
Hàm lượng propan Chiếm tối đa 96% thể tích Chiếm tối đa 2% thể tích
Hàm lượng butan Chiếm tối đa 2% thể tích Chiếm tối đa 96% thể tích
Butan ở thể lỏng và thể khí đều nặng hơn propan nhưng cùng một lượng thì propan
tạo ra một thể tích khí lớn hơn. Nhiệt độ sôi và áp suất hơi bão hòa cách nhau khá xa.
 Để hóa lỏng propan thì cần điều kiện: t
0
= -45, P = 1bar hoặc t

0
= 20
0
C, P = 9bar
 Để hóa lỏng butan thì cần điều kiện: t
0
= -2
0
C, P = 1bar hoặc t
0
= 20
0
C, P = 3bar.
Sản lượng LPG đạt được vận hành nhà máy ở từng chế độ khác nhau
Bupro
Chế độ AMF MF GPP
Lưu lượng (tấn/ngày) 640
Áp suất (bar) 13
Nhiệt độ (
0
C) 47,34


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 8 / 30
Propan
Chế độ AMF MF GPP
Lưu lượng (tấn/ngày) 535
Tỷ lệ thu hồi (%) 85,2
Áp suất (bar) 18
Nhiệt độ (

0
C) 45,57
% mol C
4
cực đại 2,5
Butan
Chế độ AMF MF GPP
Lưu lượng (tấn/ngày) 415
Tỷ lệ thu hồi (%) 92
Áp suất (bar) 9
Nhiệt độ (
0
C) 45
% mol C
5
cực đại 2,5
2.4.3. Các sản phẩm của condensat
a. Nguồn gốc chung của condensat
Condensat còn gọi là khí ngưng tụ là hỗn hợp đồng thể ở dạng lỏng có màu vàng rơm. Do
đó các bồn chứa condensat được sơn màu vàng rơm. Condensat thu được từ nguồn khí mỏ.
Dưới các mỏ dầu hoặc mỏ khí, các hợp chất hữu cơ có số nguyên tử cacbon nhỏ hơn 17,
dưới tác dụng của nhiệt độ, áp suất… mà có thể ở trạng thái lỏng, khí.
Condensat ở Việt Nam có hai loại
Condensat được tách từ bình lỏng đặt tại giàn khoan. Khí đi ra từ bình tách khí (C
1
–C
4
)
ở áp suất vỉa (3 – 40bar) và nhiệt độ 103
0

C. Sau đó khí khô theo đường ống 12” xuống đáy
biển đến giàn nhẹ BK3 và quay trở lại CPP2 với chiều dài 6300m. nhiệt độ từ 20 – 25
0
C do
đó khí đồng hành sẽ được giảm nhiệt độ từ 80 – 90
0
C xuống còn 20 – 25
0
C, do sự giảm
nhiệt độ cho nên condensat sẽ hình thành trong đường ống. Khi quay lại hỗn hợp hai pha
khí lỏng sẽ đưa qua van cầu joule_thompson. Khí sẽ tụt áp khoảng 2bar và nhiệt độ sẽ giảm
1,5
0
C do hiệu ứng joule_thompson. Tiếp đó hỗn hợp hai pha sẽ được đưa vào bình tách thứ
2, đó là bình tách condensat, phần condensat đước tách ra và bơm trộn với dầu thô để xuất
khẩu và khí được đưa sang dòng ống đứng để đưa vào bờ. Trữ lượng condensate này không
lớn.
Loại 2 là condensate được ngưng tụ trong quá trình vận chuyển đường ống. Ở giai
đoạn thứ hai của đề án sử dụng khí thiên nhiên ở việt nam đường ống vận chuyển 1500 triệu
m
3
/năm. Khí sẽ ẩm hơn do đó sẽ có nhiều condensate ngưng tụ hơn. Đường ống vận hành
theo kiểu 2 pha với áp suất 125bar và t
0
=45
0
C. Tại Dinh Cố condensate sẽ được thu gom và


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 9/30

nhập chung với condensate từ nhà máy chế biến khí, sản lượng condensate này là 9500
tấn/năm.
Các đặc tính kỹ thuật của condensate:
• Áp suất hơi bão hòa (Kpa): 60
• C
5
-
: 13%
• Tỷ trọng (Kg/m
3
): 310
• Độ nhớt (C
p
): 0,25647
b. Các sản phẩm chế biến từ condensat:
• Các loại nhiên liệu:
Bằng cách pha chế condensat với reformat có chỉ số octan cao đồng thời cộng thêm
phụ gia chuyên dụng MTBE sẽ được xăng thành phẩm M83.
Bằng cách thực hiện quá trình reformat xúc tác hay isome hóa, sau đó pha chế với phụ
gia sẽ được xăng thương phẩm MOGAS83, MOGAS92.
Bằng cách chưng cất condensat sẽ thu được thành phần pha chế xăng và dầu lửa.
• Các loại dung môi:
Dung môi dầu mỏ là phân đoạn hydrocacbon dễ bay hơi, sản xuất trực tiếp hay gián
tiếp từ dầu mỏ, bao gồm các hydrocacbon từ C
4
-C
10
. Các dung môi này được sử dụng rộng
rãi trong quá trình sản xuất công nghiệp. Chúng có thể là thành phần cấu thành của sản
phẩm cuối cùng như sản xuất sơn, mực in, chất dính. Chúng có thể sử dụng trong quá trình

trích ly như trong quá trình tách dầu thực vật từ các hạt chứa dầu, các chất khoáng, dược
phẩm hoặc đơn giản dùng trong dung môi tẩy rửa, trong bảo dưỡng. Các dung môi dầu mỏ
là chất lỏng trong suốt hặoc có màu vàng nhạt, không hòa tan trong nước nhưng hòa tan rất
tốt trong các dung môi hữu cơ. Khả năng hào tan các chất của nó tùy thuộc vào thành phần
hóa học và tính chất phân cực.
Dung môi PI(
0
F) PF(
0
F)
Ete dầu hỏa 86 140
Dung môi cao su 150 250
Naphta sạch 350 450
Dung môi pha sơn 420 560
Ngoài các dung môi trên, cũng bằng quá trình chưng cất ta thu được các sản phẩm
khác như: n-pentan, n-heptan, naphtan nhẹ…
• Các sản phẩm hóa dầu:
Condensat qua quá trinh crakinh hơi có thể sản xuất các olefin như Etylen, Butadien, ở
những nơi không đủ Etan hay Propan làm nguyên liệu thì condensat là nguyên liệu rất quý
để sản xuất olefin. Condensat qua quá trình reforming xúc tác có thể sản xuất BTX.
Sản lượng condensate thu được khi vận hành nhà máy ở các chế độ khác nhau
Chế độ AMF MF GPP


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 10 / 30
Lưu lượng (tấn/ngày) 330 380 400
Ap suất (bar) 8 8 8
Nhiệt độ (
0
C) 45 45 45

% mole C
4
cực đại 2 2 2
PHẦN 3
QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ SẢN XUẤT
CỦA NHÀ MÁY CHẾ BIẾN NHÀ MÁY DINH CỐ
3.1 Các thiết bị chính của nhà máy
3.1.1. Thiết bị SLUG CATCHER
Thiết kế ban đầu:
Áp suất: 109 bar
Lưu lượng khí từ SC-01/02: 4,3 trm
3
/ngày.
Lưu lượng lỏng về V-03: Tương đương 0,5 triệu m
3
/ngày.
Vận hành hiện tại:
Áp suất : 70 – 75 bar.
Lưu lượng lỏng từ SC-01/02: 4,9 trm
3
/ngày
Lưu lượng lỏng về V-03: Tương đương 0,6 triệu m
3
/ngày.
Theo đánh giá của Fluor Daniel Inc. trong tương lai SC-01/02 vẫn đủ khả năng để
tiếp nhận và xử lý dòng khí ẩm đầu vào với lưu lượng khoảng 6 triệu m
3
/ngày. Tuy nhiên
khả năng lỏng bị cuốn theo sẽ tăng lên do đó cần đặc biệt lưu ý đến hệ thống scrubbers của
máy nén đầu vào.

Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 11/30
Hỗn hợp khí và condensat từ ngoài mỏ vào, được đưa đến Slug Catcher (SC-01, 02) để
phân tách Condensat và nước từ khí, dưới áp suất vận hành 109 bar và nhiệt độ 25,6
0
C. SC
bao gồm hai hệ thống ống, mỗi hệ có dung tích 1400 m
3
. Khi phân tách được góp lại ở đầu
góp 30” và đưa đến thiết bị ở chế độ công nghệ tiếp theo.
Lượng condensat tách ra được góp ở đầu góp 36” và sẽ được đưa đi dưới sự điều
khiển mức (LIC-0111A & B), mức điều khiển được chia làm hai mức A (cao), B (thấp) bởi
thiết bị điều khiển bằng tay HS-0111, 0112. Trong trường hợp lượng lỏng lớn ở mức cao H
thì van vào sẽ đóng, còn ở mức thấp thì dòng lỏng sẽ đóng để tranh hiện tượng sục khí vào
thiết bị V-03.
Nước từ thiết bị SC đến thiết bị ILIC-0112 &0122 thông qua bình tách nước và sản phẩm
V-52 (nước được giảm áp đến áp suất khí quyển và hydrocacbon hấp phụ sẽ được giải
phóng qua hệ thống thông gió), nước sẽ được đưa đến Brun pit (ME-52) để đốt, với việc
điều khiển mức thấp thì đường dẫn nước sẽ được đóng để tránh các hydrocacbon sụt vào
thiết bị tách nước V-52.
3.1.2. Thiết bị bốc hơi V-03
Thiết bị bốc hơi V-03 là thiết bị bốc hơi ba pha nằm ngang, vận hành ở áp suất 75bar, nhiệt
độ 18
0
C. Mục đích của thiết bị này để tách hydrocacbon nhẹ hấp thụ trong condensat.
3.1.3 Tháp tách ETHAN C-01
Tháp chưng cất C-01 là thiết bị trong đó thực hiện quá trình phân tách giữa C
2
và C

3
. C
2
-

và
một phần nhỏ C
3
sẽ đi ra khỏi đỉnh ở pha khí, phần lớn lượng C
3
+
và một phần nhỏ C
2
ra
khỏi đáy C-01 ở dạng lỏng sẽ được đưa tới tháp C-02 để phân tách tiếp thành LPG và
condensate.
3.1.4 Thấp ổn định C-02 (stabilizer)
− Nhiệt độ:
Đỉnh tháp: 56 – 58
0
C.
Nhiệt độ dòng nhập liệu: 65
0
C.
Đáy tháp: 125 – 130
0
C.
− Áp suất: 11 bar.
− Lưu lượng dòng nhập liệu: 115 – 120 m
3

/h.
Stabilizer được lắp đặt ở chế độ MF và GPP nhưng cũng có thể chạy nó ở chế độ
AMF dự phòng. Trong chế độ AMF tháp tách C-01 hoạt động như một tháp ổn định bằng
sự bốc hơi của butan và các hydrocacbon nhẹ hơn ra khỏi condensat ở nhiệt độ rất cao, tại
thiết bị đun sôi lại là 149
0
C trong trường hợp thiết bị ổn định không hoạt động. Nếu người
ta thu hồi LPG trong chế độ AMF thì tháp tách etan hoạt động đúng chức năng của nó ở
nhiệt độ đun sôi lại thấp hơn và thiết bị C-02 có thể được sử dụng.
3.1.5. Tháp tách C
3
/C
4
(C-03)
Thiết bị C-03 được lắp đặt ở chế độ GPP nhưng cũng có thể hoạt động ở chế độ MF và
AMF dự phòng. Ở chế độ MF người ta không phân tách C
3
, C
4
mà sản phẩm lỏng là hỗn
hợp C
3
, C
4
. Tuy nhiên nếu người ta cần tách C
3
khỏi C
4
thì cũng có thể chạy thiết bị này.

Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 12 / 30
3.1.6. GAS STRIPPER C-04
Thiết bị C-04 chỉ được lắp đặt ở chế độ GPP nên cũng nên chạy nó ở chế độ MF sau
khi hoàn chỉnh chế độ GPP. Ở chế độ AMF sau khi hoàn chỉnh chế độ GPP, hai máy nén
alter có thể được sử dụng nhưng có thể không dùng một cái. Khi ở chế độ AMF, nếu khí
dùng để stripping là khí đến từ đỉnh tháp deethaniser không sử dụng được. Máy nén còn lại
được dùng để giữ lưu lượng của condensat đến từ V-03 trong chế độ GPP cho dù khí
stripper không đủ sử dụng được.
3.1.7. THÁP LÀM SẠCH C-05
Lưu lượng theo thiết kế: 200.000 sm3/h
Áp suất: 33,5 bar.
Vận hành hiện tại:
Lưu lượng tổng: 245.000 sm3/h
Nhiệt độ
Đỉnh tháp : -45
o
C
Đáy tháp: -11÷ -12
o
C.
- Áp suất: 35-37 barA.
- Dòng nguyên liệu thứ nhất (từ E-14 ):
Lưu lượng : 85.000 – 90.000 m
3
/h
Nhiệt độ : -60 ÷ - 62
o
C.
- Dòng nguyên liệu thứ 2 (từ CC-01):

Lưu lượng: 160.000 -165.000 sm
3
/h.
Nhiệt độ : -11 ÷ -15
o
C.
- Nhiệt độ:
Đỉnh tháp : 10-12
o
C.
Nhiệt độ dòng nhập liệu: 65-70
o
C.
Đáy tháp: 100
o
C.
- Áp suất: 27 barA.
- Lưu lượng dòng nhập liệu từ V-03: 15.000-20.000 Kg/h.
- Lưu lượng dòng lỏng từ C-05: 130-140 m3/h.
3.1.8. Hệ thống tách nước V-06 A/B
Thông số thiết kế:
Lưu lượng dòng: 5 triệu m
3
/ngày.
Áp suất vận hành: 109 bar.
Nhiệt độ : 30 – 230
0
C.
Hàm lượng nước đầu vào: hàm lượng nước bảo hoà trong khí ở 109bar và 26
0

Outlet Dew point: -65
o
C.


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 13/30
Chênh áp tối đa cho phép: 80 kpa.
Hai tháp làm việc song song, thời gian chuyển tháp là 8h.
Do đã có hệ thống tách nước bằng dietthylene glycol từ thượng nguồn tại giàn nén
trung tâm nên chu kỳ làm việc hiện nay có thể kéo dài lên 24h. Do đó nếu mở rộng công
suất dòng khí đầu vào thì V-06A/B vẫn đủ khả năng tiếp nhận và xử lý dòng khí đầu vào
với lưu lượng lớn hơn. Tuy nhiên cần phải tính đến khả năng rút ngắn chu kỳ luân chuyển
tháp và tính toán độ chênh áp qua V-06.
3.1.9. Thiết bị TURBO – EXPANDER
Thông số thiết kế:
Lưu lượng dòng vào đầu giản nở max: 170.000 sm
3
/h
Áp vào/ra đầu giản: 109/33 bar.
Lưu lượng đầu nén: 150.000 sm
3
/h
Áp vào/ra đầu nén: 33/48 bar.
Vận hành hiện tại:
Lưu lượng dòng vào đầu giản nở: 165.000-170.000 sm
3
/h
Áp vào/ra đầu giản: 109/35-38 bar.
Lưu lượng đầu nén: 200.000-210.000 sm
3

/h
Áp vào/ra đầu nén: 35-38/48 bar.
Căn cứ theo thiết kế công suất vận hành của CC-01 và E-14 đã đạt giá trị tối đa và
không có khả năng tăng được nữa.
Thiết bị gồm hai phần chính: expander và máy nén.
Phần expander: gồm hai phần, 3 dòng khí từ V-06 vào expander từ 109bar xuống
33,5bar làm cho nhiệt độ dòng giảm xuống đến -18
0
C. Ở nhiệt độ này chủ yếu các
hydrocacbon nặng (C
3
+
) được hóa lỏng và đưa đến tháp C-05 như nguồn nạp liệu.
Phần máy nén: khi quá trình giảm áp tại turbo expander xảy ra thì dòng khí sẽ được
sinh công làm quay quạt gió trong expander, công được dẫn qua trục truyền động dùng để
chạy máy nén để tăng áp suất của dòng khí ra từ đỉnh tháp C-05 từ 33,5bar lên 47bar.
3.1.10. Máy nén khí
Máy nén khí mà nhà máy sử dụng ở đây là máy nén kiểu piston và kiểu ly tâm: máy
nén K-01 là loại máy nén piston một cấp, K-02 và K-03 là loại máy nén kiểu piston hai cấp,
máy nén K-04 là loại máy nén ly tâm.
Mục đích của cụm máy nén K-01, K-02, K-03 là để thu hồi triệt để C
3
+
từ khí ra của
C-01 nén lên áp suất 109bar để đưa lại nhà máy.
3.2. BA CHẾ ĐỘ VẬN HÀNH CỦA NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ DINH CỐ
Nhà máy chế biến khí Dinh Cố được thiết kế để xử lý, chế biến với năng suất 1.5 tỷ m
3
khí/năm (khoảng 4.3 triệu m
3

/ngày). Nguyên liệu sử dụng cho nhà máy là khí đồng hành từ
mỏ Bạch Hổ, được xử lý để thu LPG và condensat, khí còn lại được sử dụng làm nhiên liệu
cho các nhà máy điện Bà Rịa và Phú Mỹ.
Các thiết bị xử lý được thiết kế vận hành liên tục trong 24h trong ngày (hoạt động 350
ngày/năm) và thời gian hoạt động của nhà máy là 30 năm.


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 14 / 30
Để cho việc vận hành nhà máy được linh động, đề phòng một số thiết bị chính của nhà
máy bị sự cố, cũng như bảo đảm trong quá trình bảo dưỡng, sữa chữa các thiết bị không ảnh
hưởng đến việc vận hành cung cấp khí cho các nhà máy điện mà vẫn đảm bảo thu được một
lượng sản phẩm lỏng thì nhà máy được lắp đặt và hoạt động theo ba chế độ.
• Chế độ AMF (absolute minimun facility): cụm thiết bị tối thiểu tuyệt đối, ở chế độ
này phương thức làm lạnh bằng EJ (thiết bị hòa dòng) cho nên quá trình làm lạnh không sâu
(20
0
C theo thiết kế), do đó sản phẩm thu được là condensat và khí khô không tách LPG. Khí
thương phẩm với lưu lượng 3.7 triệu m
3
khí/ngày cung cấp cho các nhà máy điện và thu hồi
condensat với sản lượng 340 tấn/ngày.
• Chế độ MF (minimum facility): cụm thiết bị tối thiểu để thu được ba sản phẩm là khí
khô, LPG và condensat. Trong chế độ phương thức làm lạnh là các thiết bị trao đổi nhiệt
nên nhiệt độ xuống thấp hơn so với chế độ AMF do đó có thể ngưng tụ C
3
, C
4
trong khí nên
sản phẩm cho ta thêm Bupro (hỗn hợp butan và propan). Sản lượng condensat là 380
tấn/ngày và Bupro là 630 tấn/ngày.

• Chế độ GPP (gas processing plant): nhà máy xử lý khí. Đây là chế độ tối ưu nhất,
phương thức làm lạnh bằng Turbo – Expander có khả năng làm lạnh sâu hơn chế độ MF.
Ngoài ra trong chế độ này còn có thể tách riêng butan và propan, sản lượng propan 540
tấn/ngày, butan là 415 tấn/ngày, condensat là 400 tấn/ngày.
3.2.1. CHẾ ĐỘ AMF
3.2.1.1. Mục đích :
Chế độ AMF có khả năng đưa nhà máy sớm đi vào hoạt động nhằm cung cấp khí
thương phẩm với lưu lượng 3,7 triệu m
3
/ngày cho các nhà máy điện và thu hồi condensat
với sản lượng 340 tấn/ngày. Đây đồng thời cũng là chế độ dự phòng cho chế độ MF, khi các
thiết bị trong chế độ MF, GPP xảy ra sự cố hoặc cần sửa chữa, bảo dưỡng mà không có thiết
bị dự phòng.
3.2.1.2. Các thiết bị chính
Đây là chế độ nhà máy ở cụm thiết bị tối thiểu tuyệt đối. Nó chỉ bao gồm các thiết bị
chính sau:
−Hai tháp chưng cất C-01, C-05.
−Ba bình tách V-06, V-08, V-15.
−Máy nén Jet Compresser EJ-01 A/B.
−Bồn chứa Condensat TK-21, …


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 15/30
3.2.1.3. Mô tả chế độ vận hành AMF
Khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ được đưa tới Slug Catcher của nhà máy bằng đường
ống 16” với áp suất 109 bar, nhiệt độ 25,6
0
C. Tại đây, condensat và khí được tách ra theo
các đường riêng biệt để tiếp tục xử lý, còn nước chứa trong condensat cũng được tách nhờ
trọng lực và đưa vào bình tách nước (V-52) để xử lý. Ở đây nước được giảm áp tới áp suất

khí quyển và hydrocacbon bị hấp thụ sẽ được giải phóng đưa vào đốt ở hệ thống cột đuốc.
Nước sau đó được đưa tới hầm đốt (ME-52).
Dòng lỏng đi ra từ Slug Catcher sẽ được giảm áp và đưa vào bình tách V-03 hoạt động
ở 75 bar và được duy trì ở nhiệt độ 20
0
C. V-03 dùng để tách hydrocacbon nhẹ hấp thụ trong
lỏng bằng cách giảm áp. Với việc giảm áp từ 109 bar xuống 75 bar, nhiệt độ sẽ giảm thấp
hơn nhiệt độ hình thành hydrate nên để tránh hiện tượng này bình được gia nhiệt đến 20
0
C
bằng dầu nóng ở thiết bị E-07. Sau khi ra khỏi V-03 dòng lỏng này được trao đổi nhiệt tại
thiết bị E-04A/B để tận dụng nhiệt.
Dòng khí thoát ra từ Slug Catcher được dẫn vào bình tách/lọc V-08 nhằm tách triệt để
các hạt lỏng nhỏ bị cuốn theo dòng khí do SC không tách được và lọc các hạt bụi trong khí
(nếu có) để tránh làm hư hỏng các thiết bị chế biến khí phía sau.
Khí từ đầu ra của V-08 được đưa vào thiết bị hòa dòng EJ-01A/B/C để giảm áp suất từ
109 Bar xuống 47 Bar. Việc giảm áp của khí trong EJ có tác dụng để hút khí từ đỉnh tháp C-
01. Đầu ra của EJ-01A/B/C là dòng hai pha có áp suất 47 bar và nhiệt độ 20
0
C cùng với
dòng khí nhẹ từ V-03 đã giảm áp được đưa vào tháp C-05. Mục đích của EJ-01A/B/C là nén
khí thoát ra từ đỉnh tháp C-01 lên áp suất làm việc của tháp C-05, vì vậy nó giữ áp suất làm
việc của tháp C-01 ổn định.
Tháp C-05 hoạt động ở áp suất 47 bar, nhiệt độ 20
0
C. Phần đỉnh của tháp hoạt động
như bộ tách khí lỏng. Tháp C-05 có nhiệm vụ tách phần lỏng ngưng tụ do sự sụt áp của khí
từ 109 bar xuống 47 bar khi qua EJ-01A/B/C. Dòng khí ra từ đỉnh tháp C-05 được đưa ra
đường khí thương phẩm để cung cấp cho các nhà máy điện. Lỏng tại đáy C-05 được đưa
vào đĩa trên cùng của tháp C-01.

Ở chế độ AMF tháp C-01 có 2 dòng nhập liệu:
−Dòng từ V-03 vào đĩa thứ 14 của tháp C-01.
−Dòng lỏng từ đáy của tháp C-05 vào đĩa trên cùng của tháp C-01.
Áp suất hơi của condensat được giảm đi và được điều chỉnh trong tháp C-01 nhằm
mục đích phù hợp cho việc chứa trong bồn chứa ngoài trời. Với ý nghĩa đó trong chế độ
AMF tháp C-01 hoạt động như là tháp ổn định condensat. Trong đó, phần lớn hydrocacbon
nhẹ hơn Butan được tách ra khỏi Condensat bởi thiết bị gia nhiệt của đáy C-01 là E-01A/B
đến 194
0
C. Khí ra ở đỉnh tháp có nhiệt độ 64
0
C được trộn với khí nguyên liệu nhờ EJ-
01A/B/C. Dòng Condensat ở đáy tháp được trao đổi nhiệt tại E-04A/B và được làm lạnh
bằng không khí ở E-09 để giảm nhiệt độ xuống 45
0
C trước khi ra đường ống dẫn
Condensat về kho cảng hoặc chứa vào bồn chứa TK-21.


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 16 / 30


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 17/30
C-05
Khí đồng hành
V-08
Khí thương phẩm
E-07
V-03
Nước

E-04
Condensate
V-15
E-01A/B
Dầu nóng
Sơ đồ mô tả chế độ công nghệ AMF
Ký hiệu:
C : tháp tách phân
đoạn
SC – slug catcher
V – bình chứa
E - thiết bị trao đổi
nhiệt
ME - thiết bị đo đếm

SC
E-09
TK-21
Dầu nóng
3.2.2. CHẾ ĐỘ MF
3.2.2.1. Mục đích.
Trong chế độ vận hành MF, sản phẩm của nhà máy ngoài lượng khí thương phẩm
cung cấp cho các nhà máy điện, còn thu được lượng Condensat là 380 tấn/ngày và lượng
Bupro là 630 tấn/ngày.
3.2.2.2. Các thiết bị chính.
Đây là chế độ hoạt động trung gian của nhà máy. MF là chế độ cải tiến của chế độ
AMF. Nên ở chế độ này nhà máy bao gồm toàn bộ các thiết bị của chế độ AMF (trừ EJ-
A/B/C) cộng thêm các thiết bị chính sau :
−Tháp ổn định Condensat C-02
−Các thiết bị trao đổi nhiệt : E-14, E-20

−Thiết bị hấp thụ V-06A/B
−Máy nén K-01, K-04A/B
3.2.2.3. Mô tả chế độ vận hành MF
Dòng khí từ Slug Catcher được đưa đến bình tách lọc V-08, đây là thiết bị được thiết
kế để tách nước, hydrocacbon lỏng, dầu và lọc các hạt rắn. Mục đích của V-08 là bảo vệ lớp
chất hấp thụ trong V-06A/B khỏi bị hỏng hoặc giảm tác dụng và giảm tuổi thọ của chúng.
Sau khi được loại nước tại V-06A/B dòng khí được đưa đồng thời đến hai thiết bị E-14 và
E-20 để làm lạnh. Dòng khí sau khi ra khỏi E -14 và E-20 là dòng hai pha lỏng khí được
đưa vào tháp C-05 để tách lỏng. Khí ra tại đỉnh tháp C-05 làm tác nhân lạnh bậc 1 cho dòng
nguyên liệu tại E-14 (nhiệt độ giảm từ 26,5
0
C xuống -17
0
C) trước khi làm lạnh bậc hai tại
van giãn nở, dòng khí thương phẩm ra từ đỉnh C-05 này sau khi qua E-14 nhiệt độ được
tăng lên đủ điều kiện cung cấp cho các nhà máy điện.
Hai tháp hấp thụ V-06A/B được sử dụng luân phiên, khi tháp này làm việc thì tháp kia
tái sinh. Quá trình tái sinh được thực hiện nhờ sự cung cấp nhiệt của một phần dòng khí
thương phẩm được gia nhiệt đến 220
0
C bằng dòng dầu nóng tại E-18, dòng khí này sau khi
ra khỏi thiết bị V-06A/B sẽ được làm nguội tại E-15 và được tách lỏng ở V-07 trước khi ra
đường khí thương phẩm.
Sơ đồ dòng lỏng trong chế độ MF giống như trong chế độ AMF, ngoại trừ việc đưa
khí từ V-03 đến C-01 thay vì đến C-05 như chế độ AMF. Ngoài ra trong chế độ MF, tháp
C-02 được đưa vào để thu hồi Bupro.
Nhằm tận thu bupro và tách một ít metan, etan còn lại, dòng khí từ V-03 được đưa
đến tháp C-01 để tách triệt để lượng metan, etan.
Dòng lỏng từ thiết bị V-03 được đưa đến tháp C-01 sau khi được gia nhiệt từ 20
0

C lên
80
0
C tại thiết bị E-04A/B nhờ dòng lỏng ra từ tháp ổn định C-02.
Có 3 dòng nguyên liệu được đưa đến tháp C-01:
−Dòng khí đến từ V-03 vào giữa đĩa thứ 2 và 3 của tháp C-01
−Dòng lỏng từ V-03 vào đĩa thứ 20 của tháp C-01
−Dòng lỏng đến từ đáy C-05 vào đĩa trên cùng của tháp C-01


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 18 / 30
Tại đây các hydrocacbon nhẹ như C
1
, C
2
được tách ra và đi lên đỉnh tháp, sau đó nó
được nén từ 25 bar lên 47 bar nhờ máy nén K-01 trước khi được dẫn qua đường dẫn khí
thương phẩm.
Phần lỏng ra từ đáy tháp C-01 được đưa đến tháp C-02.
• Tháp C-02 làm việc ở áp suất 11 bar, nhiệt độ đỉnh 60
0
C và nhiệt độ đáy 154
0
C.
Tại đây C
5
+
được tách ra ở đáy tháp, sau đó chúng được dẫn qua thiết bị trao đổi nhiệt E-
04A/B để gia nhiệt cho dòng lỏng ra từ đáy V-03. Sau khi ra khỏi E-04A/B lượng lỏng này
được đưa đến làm lạnh tại thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-09 trước khi đưa ra

đường ống hoặc ra bồn chứa condensat TK-21.
Phần hơi ra khỏi đỉnh tháp C-02 là Bupro, hơi Bupro được ngưng tụ tại E-02, một
phần được cho hồi lưu trở lại C-02 để đảm bảo độ phân tách của sản phẩm, phần còn lại
theo đường ống dẫn sản phẩm Bupro.


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 19/30


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 20 / 30
Khí đồng hành
V-08
V-06
E-15
E-18
SC
V-07
K-04
F-01
E-20
V-12
K-01
E-04
E-01A/B
V-15
E-02
V-02
P-01A/B
E-03
E-09

E-07
V-03
Nước
SP condensate
Bupro
Bupro
Khí
thương phẩm
C-05
C-01
C-02
Sơ đồ mô tả chế độ công nghệ MF
Ký hiệu:
C – tháp tách phân đoạn
V - thiết bị tách
SC – slug catcher
E - thiết bị trao đổi nhiệt
K – máy nén
P – bơm
Dầu nóng
Dầu nóng
E-14
TK-21
V-21A
V-21B
3.2.3. CHẾ ĐỘ GPP
3.2.3.1. Mục đích.
Trong chế độ vận hành này sản phẩm thu được của nhà máy bao gồm: khoảng 3,34
triệu m
3

khí/ngày để cung cấp cho các nhà máy điện, Propan khoảng 540 tấn/ngày, Butan
khoảng 415 tấn/ngày và lượng Condensat khoảng 400 tấn/ngày.
3.2.3.2. Các thiết bị chính.
Đây là chế độ hoàn thiện của nhà máy chế biến khí. Chế độ này bao gồm các thiết bị
của chế độ MF và cộng thêm một số các thiết bị chính sau:
−Một tháp tách C
3
/C
4
: C-03
−Một tháp Stripper : C-04
−Hai máy nén K-02, K-03
−Thiết bị Turbo – expander: CC-01
−Các thiết bị trao đổi nhiệt: E-17, E-11 …
3.2.3.3. Mô tả chế độ vận hành GPP.
Khí từ ngoài khơi vào nhà máy được tiếp nhận đầu tiên tại Slug Catcher (SC-01/02), ở
đây dòng nguyên liệu là dòng hai pha có nhiệt độ 25,6
o
C và áp suất 109 bar được tách riêng
ra để xử lí tiếp theo.
Dòng khí từ Slug Catcher qua V-08 để tách nốt phần lỏng còn lại, lượng lỏng tách ra
này được đưa đến bình tách V-03 để xử lý, còn dòng khí tách ra từ V-08 sẽ đi vào V-06A/B
để tách tách nước.
Do chế độ này thiết bị Turbo – Expander được đưa vào hoạt động thay thế E-20 trong
chế độ MF, nên khoảng 2/3 lượng khí ra khỏi V-06A/B được chuyển tới phần giãn nở của
thiết bị CC-01, tại đó khí được giãn từ 109 bar xuống 33,5 bar và nhiệt độ cũng giảm xuống
-18
o
C, sau đó dòng khí này sẽ được đưa vào tháp tinh lọc C-05.
Phần khí còn lại khoảng 1/3 dòng từ V-06A/B được đưa tới thiết bị trao đổi nhiệt E-14

để làm lạnh dòng khí từ 26
o
C xuống - 35
o
C bởi dòng khí lạnh từ đỉnh tháp C-05 có nhiệt độ
–42.5
o
C. Áp suất của dòng sau đó được giảm từ 109 bar xuống 33,5 bar nhờ van giảm áp
FV-1001. Sau quá trình giãn nở đoạn nhiệt này, nhiệt độ giảm xuống đến -62
o
C. Dòng này
được đưa vào đỉnh của tháp tinh lọc C-05 như một dòng hồi lưu ngoài ở đỉnh tháp.
Trong chế độ GPP, tháp C-05 làm việc ở áp suất 33,5 bar, nhiệt độ đỉnh -42.5
o
C và
nhiệt độ đáy -20
o
C. Khí ra khỏi đỉnh tháp C-05 có nhiệt độ -42.5
o
C được sử dụng làm lạnh
khí đầu vào thông qua thiết bị trao đổi nhiệt E-14 trước khi được nén ra dòng khí thương
phẩm bằng phần nén của CC-01.


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 21/30
Quá trình thu hồi lỏng trong chế độ này có khác biệt so với chế độ AMF và chế độ MF
do sự có mặt của tháp C-04 và các máy nén K-02, K-03. Khí thoát ra từ đỉnh tháp C-01
được máy nén K-01 nén từ 29 bar lên 47 bar rồi tiếp tục được làm lạnh trong thiết bị trao
đổi nhiệt E-08 với tác nhân lạnh là dòng lỏng ra từ V-03 có nhiệt độ là 20
o

C và cả hai dòng
này vào tháp C-04 để tách nước và hydrocacbon nhẹ lẫn trong dòng lỏng đền từ V-03.
Tháp C-04 làm việc ở áp suất 47,5bar, nhiệt độ đỉnh và đáy lần lượt là 44
o
C và 40
o
C.
Khí sau khi ra khỏi thiết bị C-04 được nén tiếp tới áp suất 75 bar bằng máy nén K-02 rồi
được làm lạnh bằng thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-19. Lượng khí này được trộn
lẫn với lượng khí thoát ra từ V-03, được nén tiếp tới 109 bar bằng máy nén K-03, chúng
tiếp tục được làm lạnh và nhập vào dòng khí nguyên liệu trước V-08.
Phần lỏng đi ra từ đáy tháp C-04 được đưa đến đĩa thứ 14 của tháp C-01 và dòng lỏng
đi ra từ tháp C-05 được đưa đến đĩa thứ nhất của tháp C-01 đóng vai trò như dòng hồi lưu
ngoài ở đỉnh tháp.
Trong chế độ này, tháp C-01 làm việc ở áp suất 29 bar, nhiệt độ đỉnh 14
o
C và nhiệt độ
đáy 109
o
C. Sản phẩm đáy của tháp C-01 có thành phần chủ yếu là C
3
+
sẽ được đưa đến tháp
C-02 (áp suất làm việc của tháp C-02 là 11 bar, nhiệt độ đỉnh 55
o
C và nhiệt độ đáy 134
o
C)
để tách riêng condeasat và Bupro.
Sản phẩm đỉnh của tháp C-02 là bupro được tiến hành ngưng tụ hoàn toàn ở nhiệt độ

43
o
C trong thiết bị ngưng tụ bằng không khí E-02, sau đó được đưa tới bình hồi lưu V-02 có
dạng nằm ngang. Một phần Bupro được bơm trở lại tháp C-02 để hồi lưu bằng bơm P-
01A/B, áp suất của bơm có thể bù đắp được sự chênh áp suất làm việc của tháp C-02
(11bar) và tháp C-03 (16 bar). Phần bupro còn lại được gia nhiệt đến 60
o
C trong thiết bị gia
nhiệt E-17 trước khi cấp cho tháp C-03 bằng dòng lỏng nóng từ đáy tháp C-03. Sản phẩm
đáy của tháp C-02 chính là condensat thương phẩm được đưa ra bồn chứa hoặc dẫn ra
đường ống vận chuyển condensat về kho cảng Thị Vải.
Như đã nói ở trên dòng nguyên liệu vào tháp C-03 là Bupro, tại đây chúng được tách
riêng ra. Sản phẩm đỉnh tháp C-03 là hơi Propan được ngưng tụ hoàn toàn ở nhiệt độ 46
o
C
nhờ thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-11 được lắp tại đỉnh C-03 và được đưa tới thiết
bị chứa hồi lưu V-05 có dạng nằm ngang. Phần propan lỏng này được bơm bằng các máy
bơm, một phần propan thương phẩm được tách ra bằng thiết bị điều khiển mức và chúng
được đưa tới đường ống dẫn propan hoặc bể chứa propan V-21A. Phần còn lại được đưa trở
lại tháp C-03 như một dòng hồi lưu ngoài ở đỉnh tháp.
Tại đáy tháp C-03, thiết bị trao đổi nhiệt bằng dầu nóng E-10 được lắp đặt có tác dụng
như nồi tái đun để gia nhiệt cho dòng butan đến 97
o
C. Nhiệt độ của nó được điều khiển bởi
van TV-2123 đặt trên ống dẫn dầu nóng. Một phần dòng butan được hồi lưu lại tháp C-03,
phần còn lại được đưa ra bồn chứa hoặc đưa đến kho cảng Thị Vải sau khi được giảm nhiệt
độ đến 60
o
C bằng thiết bị trao đổi nhiệt E-17 và đến 45
o

C bằng thiết bị trao đổi nhiệt E-12.


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 22 / 30


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 23/30
V-05
E-10
C-03
E-11
P-03
SƠ ĐỒ CÔNG NGHỆ CHẾ ĐỘ GPP
khí đồng hành
V-06
E-15
E-18
E-13
E-19
E-09
E-12
F-01
CC-01
E-02
E-01
E-03
E-04
E-14
V-07
K-04

SC-01
K-01
K-02
K-
03
C-05
C-04
C-01
C-02
E-08
E-07
nước
V-14
V-13
V-12
V-15
V-02
E-17
P-01
SP codensate
SP Butan
SP Propan
Ký hiệu:
C – tháp tách phân đoạn.
V – bình chứa.
SC – slug catcher.
E - thiết bị trao đổi nhiệt.
CC – Turbo expander.
K – máy nén.
P – bơm.

Khí thương phẩm
V-08
TK-21
V-21B
V-21A
3.3 CHẾ ĐỘ VẬN HÀNH HIỆN TẠI CỦA NHÀ MÁY (GPP CHUYỂN ĐỔI)
Nhà máy xử lý khí Dinh Cố được thiết kế để sử dụng nguồn nguyên liệu là khí đồng
hành mỏ Bạch Hổ với lưu lượng đầu vào là 4,3 triệu m
3
/ngày và áp suất khí đầu vào là 109
bar. Tuy nhiên, từ cuối năm 2001, lượng khí vận chuyển theo đường ống dẫn khí Bạch Hổ –
Dinh Cố tăng từ 4,3 triệu m
3
/ngày lên 5,7 triệu m
3
/ngày do có thêm đường ống dẫn khí từ
mỏ Rạng Đông nối vào. Như vậy, lượng khí tiếp nhận ở nhà máy xử lý khí Dinh Cố sẽ tăng
thêm khoảng 1 triệu m
3
/ngày. Việc tăng lưu lượng khí dẫn vào bờ đã gây nên sự sụt áp đáng
kể trên đường ống dẫn khí vào bờ và áp suất tại đầu tiếp nhận khí của nhà máy giảm từ 109
bar xuống khoảng từ 60 – 80 bar. Áp suất khí đầu vào thấp sẽ làm giảm khả năng ngưng tụ
của các cấu tử nặng dẫn tới giảm khả năng thu hồi sản phẩm lỏng của nhà máy, đồng thời
làm giảm áp suất của dòng khí khô cung cấp cho nhà máy điện.
Để khắc phục vấn đề này, nhà máy đã tiến hành lắp đặt thêm trạm nén khí đầu vào để
nén khí đầu vào lên áp suất 109 bar theo đúng thiết kế ban đầu.
Trạm nén khí đầu vào của nhà máy xử lý khí Dinh Cố gồm 4 máy nén khí K-
1011A/B/C/D: 3 máy hoạt và 1 máy dự phòng để tạo sự linh động về công suất vận hành và
công suất dự phòng.
3.3.1. Mô tả chế độ GPP chuyển đổi.

Các thiết bị chế độ này gồm toàn bộ các thiết bị của chế độ GPP và thêm trạm nén khí
đầu vào K-1011A/B/C/D và bình tách V-101.
Khí đồng hành từ mỏ Bạch Hổ với lưu lượng 6 triệu m
3
khí/ngày đi vào hệ thống Slug
Catcher để tách Condensat và nước trong điều kiện áp suất 65 – 80 bar nhiệt độ 25 đến 30
0
C
tuỳ theo nhiệt độ môi trường. Tiếp theo đó hỗn hợp khí được chia thành hai dòng: Dòng thứ
nhất khoảng 1 triệu m
3
/ngày được đưa qua van giảm áp PV-106 giảm áp suất từ 65-80 bar
đến áp suất 54 bar và đi vào thiết bị tách lỏng V-101. Lỏng được tách ra tại đáy bình V-101
được đưa vào thiết bị V-03 để chế biến sâu. Khí đi ra từ bình tách V-101 được đưa vào hệ
thống đường ống dẫn khí thương phẩm 16” cung cấp cho các nhà máy điện.
Dòng khí chính khoảng 5 triệu m
3
khí/ngày được đưa vào trạm nén khí đầu vào K-
1011 A/B/C/D (3 máy hoạt động 1 máy dự phòng) để nén dòng khí từ 65-80 bar lên 109 bar


Tiểu luân học phần: Công nghệ chế biến khí – GVHD: Lê Thị Kim Huyền –TH: Nhóm 3 Trang 24 / 30
sau đó qua thiết bị làm nguội bằng không khí E-1011 để làm nguội dòng khí ra khỏi máy
nén đến nhiệt độ khoảng 40
0
C. Dòng khí này đi vào thiết bị tách lọc V-08 để tách lượng
lỏng còn lại trong khí và lọc bụi bẩn. Sau đó được đưa vào thiết bị hấp thụ V-06A/B để tách
triệt để nước nhằm tránh hiện tượng tạo thành hydrate trong quá trình làm lạnh sâu.
Dòng khí ra khỏi thiết bị V-06A/B được tách thành hai dòng:
• Khoảng một phần ba dòng khí ban đầu qua thiết bị trao đổi nhiệt E-14 để hạ nhiệt

độ từ 26,5
o
C xuống - 35
o
C với tác nhân lạnh là dòng khí khô đến từ đỉnh tháp C-05 với
nhiệt độ là - 45
o
C. Tiếp theo dòng khí nóng ra khỏi E-14 được làm lạnh sâu bằng cách giảm
áp qua van FV-1001. Ap suất giảm từ 109 bar xuống 37 bar (bằng áp suất làm việc của đỉnh
tháp C-05) kéo theo nhiệt độ giảm xuống -62
0
C và được đưa vào đĩa trên cùng của tháp tinh
cất C-05, đóng vai trò như dòng hồi lưu ngoài ở đỉnh tháp.
• Hai phần ba dòng khí còn lại được đưa vào thiết bị CC-01 để thực hiện việc giảm
áp từ 109 bar xuống 37 bar và nhiệt độ giảm xuống -12
o
C.
Dòng khí lạnh này sau đó tiếp tục đưa vào đáy của tháp tinh cất C-05. Tháp tinh cất C-
05 hoạt động ở áp suất 37 bar, nhiệt độ đỉnh tháp và đáy tháp tương ứng là -45
o
C và -15
o
C,
tại đây khí (chủ yếu là metan và etan) được tách ra tại đỉnh tháp C-05. Thành phần lỏng chủ
yếu là Propan và các cấu từ nặng hơn được tách ta tại đáy tháp.
Hỗn hợp khí ra từ đỉnh của tháp tinh cất có nhiệt độ -45
o
C được sử dụng làm tác nhân
lạnh cho thiết bị trao đổi nhiệt E-14 và sau đó được nén tới áp suất 54 bar trong phần nén
của thiết bị CC-01. Hỗn hợp khí đi ra từ thiết bị này là khí thương phẩm được đưa vào hệ

thống đường ống 16” đến các nhà máy điện.
Hỗn hợp lỏng đi ra từ đáy tháp tinh cất được đưa vào đỉnh tháp C-01 như dòng hồi
lưu ngoài.
Tháp C-01, hoạt động ở áp suất 27,5bar và nhiệt độ đáy tháp là 109
0
C. Tại tháp C-01,
các hydrocacbon nhẹ như metan, etan được tách ra từ hỗn hợp rồi đi lên đỉnh tháp vào bình
tách V-12 để tách lỏng có trong khí, sau đó được máy nén K-01 nén từ áp suất 27,5 bar lên
áp suất 47,5 bar. Hỗn hợp khí từ máy nén K-01 tiếp tục được đi vào E – 08 sau đó vào tháp
C-04 (hiện nay các thiết bị này không hoạt động do bình tách V-03 phải giảm áp vận hành


Đề tài: Công nghệ chế biến khí trong nhà máy Dinh Cố Trang 25/30