Download luận văn đồ án tốt nghiệp ngành hóa dầu với đề tài: Thiết kế nhà máy chế biến khí với nguồn nguyên liệu từ mỏ Sư Tử Trắng và các mỏ khí khác từ đường ống Nam Côn Sơn 2 về bờ

1. BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO
TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÀ RỊA-VŨNG TÀU
ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP
THIẾT KẾ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VỚI NGUỒN NHIÊN LIỆU
MỎ SƯ TỬ TRẮNG VÀ CÁC MỎ KHÍ KHÁC TỪ ĐƯỜNG ỐNG
NAM CÔN SƠN 2 VỀ BỜ
Trình độ đào tạo : Đại học
Ngành : Công nghệ kỹ thuật hóa học
Chuyên ngành : Hóa dầu
Giảng viên hướng dẫn : Th.S Mai Xuân Ba
Sinh viên thực hiện : Hoàng Văn Lãnh
MSSV: 13030769 Lớp: DH13HD
Bà Rịa-Vũng Tàu, năm 2017

2. 1
LỜI CAM ĐOAN
Tôi xin cam đoan mọi điều trong đồ án tốt nghiệp là do tôi viết.
Mọi số liệu trong đồ án tốt nghiệp đều được trích dẫn một cách trung thực từ các
nguồn tin cậy.

3. 2
LỜI CẢM ƠN
Trong quá trình thực hiện đồ án, tôi xin chân thành cảm ơn Thạc sĩ Mai Xuân Ba
đã tận tình giúp đỡ tôi hoàn thành đồ án tốt nghiệp.
Cảm ơn quý thầy cô trong bộ môn Lọc – Hóa dầu đã giúp đỡ tôi đã có những
kiến thức cơ bản cần thiết để thực hiện đồ án này.
Vũng Tàu, tháng 7 năm 2017
Sinh viên thực hiện
Hoàng Văn Lãnh

4. i
MỤC LỤC
MỤC LỤC.............................................................................................................. i
DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT............................................................................... ii
DANH MỤC BẢNG............................................................................................iii
DANH MỤC SƠ ĐỒ, ĐỒ THỊ........................................................................... iv
LỜI MỞ ĐẦU....................................................................................................... v
Chương 1: TỔNG QUAN VỀ NGUỒN CUNG VÀ NHU CẦU KHÍ VIỆT
NAM .......................................................................................................................
1.1. Tình hình ngành công nghiệp khí Việt Nam.....................................................
1.2. Khả năng khai thác khí của Việt Nam ..............................................................
1.2.1. Bể Cửu Long ..................................................................................................
1.2.3. Bể Nam Côn Sơn............................................................................................
1.2.3. Bể Malay – Thổ Chu......................................................................................
Chương 2: CÁC PHƯƠNG PHÁP CHẾ BIẾN KHÍ..........................................
2.1. Các phương pháp chế biến khí..........................................................................
2.1. Ngưng tụ khí nhiệt độ thấp................................................................................
2.1.1. Sơ đồ ngưng tụ khí nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh ngoài.....................
2.1.2. Sơ đồ ngưng tụ khí nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh trong.....................
2.1.3. Sơ đồ ngưng tụ khí nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh tổ hợp ...................
2.2. Hấp thụ khí........................................................................................................
2.2.1. Nguyên tắc và sơ đồ lí thuyết hấp thụ khí......................................................
2.3. Chưng cất ở nhiệt độ thấp .................................................................................
Chương 3: ĐÁNH GIÁ LỰA CHỌN CÔNG NGHỆ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN
KHÍ TỪ ĐƯỜNG ỐNG NAM CÔN SƠN 2........................................................
3.1. Mục tiêu của Nhà máy Chế biến khí Nam Côn Sơn 2......................................
3.2. Các công nghệ chế biến khí hiện nay trên thế giới ...........................................
3.2.1. Công nghệ thu hồi Sales Gas, LPG của NOVA Tech....................................
3.2.2. Công nghệ AET NGL Recovery của hãng Advanced Extraction Technology
..................................................................................................................................

5. ii
3.2.3. Công nghệ thu hồi LPG của hãng Black & Veatch Prichard.........................
3.2.4. Công nghệ loại bỏ CO2 LRS 10 của GL Noble Denton.................................
3.2.5. Công nghệ thu hồi Ethane, LPG của Orloff ..................................................
3.3. Biện luận lựa chọn công nghệ phù hợp.............................................................
Chương 4: THIẾT KẾ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ .........................................
4.1. Xây dựng sơ đồ khối của nhà máy....................................................................
4.2. Lựa chọn các thiết bị chính trong nhà máy.......................................................
4.2.1. Cụm Seperation Unit......................................................................................
4.2.2. Cụm Stabilizer Unit........................................................................................
4.2.3. Cụm Acid Gas Cleaning Unit ........................................................................
4.2.4. Cụm Dehydration Unit...................................................................................
4.2.5. Cụm ColdBox Unit ........................................................................................
4.2.6. Cụm LPG Unit ...............................................................................................
Chương 5: THIẾT KẾ MÔ PHỎNG XÁC ĐỊNH QUY MÔ CÔNG SUẤT VÀ
TÍNH TOÁN HIỆU QUẢ KINH TẾ....................................................................
5.1. Mục tiêu mô phỏng ...........................................................................................
5.2. Thông số khí nguyên liệu đầu vào ....................................................................
5.3. Tiêu chuẩn ASTM.............................................................................................
5.3.1. Tiêu chuẩn khí khô thương phẩm ..................................................................
5.3.2. Tiêu chuẩn Ethane thương phẩm ...................................................................
5.3.3. Tiêu chuẩn LPG thương phẩm.......................................................................
5.3.4. Tiêu chuẩn Condensate thương phẩm............................................................
5.4. Mô phỏng ..........................................................................................................
5.4.1. Thực hiện mô phỏng ......................................................................................
5.4.2. Kết quả thu được............................................................................................
5.5. Cách tính doanh thu sản phẩm của nhà máy.....................................................
5.6. Tổng vốn đầu tư cho từng phương án ...............................................................
5.7. Hiệu quả kinh tế ................................................................................................
KẾT LUẬN.............................................................................................................

6. iii
TÀI LIỆU THAM KHẢO .....................................................................................
Phụ lục A – Sản lượng hàng năm .........................................................................
Phụ lục B – Doanh thu hàng năm.........................................................................
Phụ lục C – Tổng vốn đầu tư cho ba phương án.................................................
Phụ lục D – Phân tích tài chính.............................................................................
Phụ lục E – Đơn giá khí và sản phẩm hàng năm ................................................
Phụ lục F – Thông số mô phỏng............................................................................

7. iv
DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT
DO – Dầu Điesen
FO – Dầu mazut, dầu nhiên liệu
LNG – Khí thiên nhiên hóa lỏng
LPG – Khí dầu mỏ hóa lỏng
GSP – Gas Subcooled Process
MDEA – Methyl Diethanol Amine
DEA – Diethanol Amine
DGA – Diglycol Amine
DIPA - Diisopropanol Amine
DEG – Diethylene Glycol
SCORE – Single Column Overhead REcycle
TEG – Triethylene Glycol
TREG – Tetraethylene Glycol
IRR – Internal Rate of Return
NPV – Net Present Value
PR – Peng-Robinson
RK – Redlich-Kwong
SRK – Soave modification of Redlich – Kwong

8. v
DANH MỤC BẢNG
Bảng 1.1. Trữ lượng thu hồi các mỏ Bể Cửu Long giai đoạn 2019-2035 ......Trang
Bảng 1.2. Trữ lượng thu hồi các mỏ bể Nam Côn Sơn giai đoạn 2019-2035 Trang
Bảng 1.3. Trữ lượng cấp 2P bao gồm 8% khí trơ ..........................................Trang
Bảng 1.4. Trữ lượng cấp 2P hydrocacbon ......................................................Trang
Bảng 3.1. Thành phần khí nguyên liệu theo dự báo .......................................Trang
Bảng 4.1. Ưu, nhược điểm của ba dung môi glycol .......................................Trang
Bảng 5.1. Thành phần dòng nguyên liệu ........................................................Trang
Bảng 5.2. Sản lượng khí hằng năm theo dự báo .............................................Trang
Bảng 5.3. Tiêu chuẩn khí khô thương phẩm...................................................Trang
Bảng 5.4. Tiêu chuẩn Ethane thương phẩm....................................................Trang
Bảng 5.5. Tiêu chuẩn LPG thương phẩm........................................................Trang
Bảng 5.6. Tiêu chuẩn Condensate thương phẩm ............................................Trang
Bảng 5.7. So sánh giới hạn của phương trình trạng thái PR và SRK………Trang
Bảng 5.8. Thông số nguyên liệu và sản phẩm trường hợp công suất 10 triệu m3
/d
.........................................................................................................................Trang
Bảng 5.9. Thông số nguyên liệu và sản phẩm trường hợp công suất 7 triệu m3
/d
.........................................................................................................................Trang
Bảng 5.10. Thông số nguyên liệu và sản phẩm trường hợp công suất 5.7 triệu m3
/d
.........................................................................................................................Trang
Bảng 5.11. Tổng vốn đầu tư cho ba phương án công suất..............................Trang
Bảng 5.12. Thời gian hoàn vốn.......................................................................Trang

9. vi
DANH MỤC HÌNH ẢNH, ĐỒ THỊ
Hình 1.1. Sản lượng cung cấp khí bể Cửu Long giai đoạn 2019-2035.......Trang…
Hình 2.1. Giản đồ P-T hệ đa cấu tử khí ......................................................Trang…
Hình 2.2. Sơ đồ ngưng tụ một bậc ở nhiệt độ thấp .....................................Trang…
Hình 2.3. Sơ đồ cụm thiết bị chính của chu trình làm lạnh trong...............Trang…
Hình 2.4. Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp một bậc dùng chu trình làm lạnh tổ hợp
.....................................................................................................................Trang…
Hình 2.5 Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp hai bậc sử dụng chu trình làm lạnh tổ hợp
.....................................................................................................................Trang…
Hình 2.6. Sơ đồ lý thuyết của phương pháp hấp thụ...................................Trang…
Hình 2.7. Tháp chưng cất – bay hơi............................................................Trang…
Hình 2.8. Tháp ngưng tụ - bay hơi..............................................................Trang…
Hình 3.1. Công nghệ thu hồi Sales Gas của NOVA Tech ..........................Trang…
Hình 3.2. Công nghệ thu hồi C2, C3, NGL của AET ..................................Trang…
Hình 3.3. Công nghệ thu hồi LPG của Black & Veatch Prichard ..............Trang…
Hình 3.4. Công nghệ loại bỏ CO2 LRS 10 của Noble Denton....................Trang…
Hình 4.1. Sơ đồ khối của nhà máy..............................................................Trang…
Hình 4.2. Thiết bị tách dạng Vessel............................................................Trang…
Hình 4.3. Thiết bị tách dạng Harp Type .....................................................Trang…
Hình 4.4. Thiết bị tách dạng Double Barrel................................................Trang…
Hình 4.5. Sơ đồ hấp thụ hóa học bằng MEAmine ......................................Trang…
Hình 4.6. Sơ đồ loại bỏ nước bằng phương pháp hấp thụ bằng dung môi glycol
.....................................................................................................................Trang…
Hình 4.7. Sơ đồ khối cụm ColdBox Unit....................................................Trang…
Hình 4.8. Sơ đồ khối cụm LPG Unit...........................................................Trang…
Hình 5.1. Sơ đồ mô phỏng tổng của nhà máy.............................................Trang…
Hình 5.2. Sơ đồ mô phỏng cụm Seperation Unit ........................................Trang…
Hình 5.3. Sơ đồ mô phỏng cụm Stabilizer Unit..........................................Trang…
Hình 5.4. Sơ đồ mô phỏng cụm Acid Gas Cleaning Unit...........................Trang…

10. vii
Hình 5.5. Sơ đồ mô phỏng cụm Dehydration Unit .....................................Trang…
Hình 5.6. Sơ đồ mô phỏng cụm ColdBox Unit...........................................Trang…
Hình 5.7. Sơ đồ mô phỏng cụm LPG Unit..................................................Trang…
Đồ thị 5.1. Chỉ số IRR của ba phương án công suất...................................Trang…
Đồ thị 5.2. Chỉ số NPV của ba phương án công suất..................................Trang…
Đồ thị 5.3. Chỉ số IRR và NPV của ba phương án công suất.....................Trang…

11. 1
LỜI MỞ ĐẦU
Ngày nay, với sự phát triển của nhiều ngành công nghiệp, các sản phẩm chế biến
từ khí thiên nhiên ngày càng được tận dụng triệt để do có độ tinh khiết cao, giá thành
rẻ hơn nhiều so với tổng hợp từ các chất vô cơ. Ứng dụng phổ biến nhất có thể kể đến
như:
Khí khô thương phẩm được sử dụng làm nhiên liệu trong các nhà máy điện, làm
nguyên liệu cho các nhà máy phân đạm, chế biến hóa dầu (polypropylene, polyetylene,
methanol, …) và cung cấp cho các khách hàng công nghiệp khác.
Ethane được ứng dụng trong việc sản xuất nhựa tổng hợp, oxit etylene, chất hoạt
động bề mặt và nhiều sản phẩm, bán sản phẩm khác, …
Khí hóa lỏng LPG là nguồn nhiên liệu quan trọng trong các nhà máy điện, hộ công
nghiệp, khu đô thị
Condensate có thành phần tương tự phân đoạn nhẹ trong dầu thô được sử dụng
để sản xuất ra xăng, dầu hỏa (KO), diesel (DO), fuel oil (FO) hoặc làm dung môi
công nghiệp. Ngoài ra còn có thể làm nguyên liệu cho quá trình chế biến hóa dầu, sản
xuất Olefin, BTX, …
Với việc hoàn thành chỉ tiêu khai thác gần 10 tỷ m3
khí trong năm 2016 và đón
nhận dòng khí đầu tiên từ mỏ Sư Tử Trắng trong giai đoạn 1, PVN đã đặt mục tiêu
lớn trong năm 2017. Sản lượng khai thác này dự kiến vẫn được duy trì trong các năm
tới và dự kiến sẽ tăng cao hơn nữa trong năm 2020-2021 khi các dự án khí mới bổ
sung như đường ống Nam Côn Sơn 2 giai đoạn 2, dự án đường ống khí Lô B – Ô
Môn, dự án Cá Voi Xanh đi vào hoạt động.
Theo qui hoạch phát triển ngành công nghiệp khí Việt Nam giai đoạn 2015 – 2025
và tầm nhìn đến 2035 đã được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt, thì một trong những
hướng chính để gia tăng giá trị sử dụng của nguồn khí là thực hiện chế biến sâu để
tách các sản phẩm Etan, LPG, Condensate. Tuy nhiên thực tế hiện nay tỷ trọng nguồn
khí được chế biến sâu chiếm tỷ lệ tương đối nhỏ do mới chỉ có Nhà máy Xử lý Khí
Dinh Cố có thể tách được sản phẩm LPG và Condensate với công suất xử lý tối đa
khoảng 1.5 ÷ 2.0 tỷ m3
/năm, tương đương với 20% sản lượng khí khai thác (10 tỷ

12. 2
m3
/năm theo số liệu khai thác 2016), dự kiến vào Quý III/2017 Nhà máy Chế biến
Khí Cà Mau với công suất thiết kế 2.0 tỷ m3
/năm đi vào hoạt động sẽ nâng tổng công
suất khí được đưa qua chế biến sâu để thu hồi LPG và Condensate lên 4.0 Tỷ m3
/năm,
tương đương với khoảng 40% sản lượng khí khai thác. Hơn nữa hiện tại trong các
nguồn khí của Việt Nam chứa rất nhiều Etan (từ 4-12% mol.) có giá trị kinh tế cao để
cung cấp cho các dự án lọc hóa dầu vẫn chưa được chế biến sâu mà chỉ sử dụng làm
khí nhiên liệu cho các nhà máy điện.
Do vậy việc xem xét đầu tư thêm nhà máy chế biến khí bao gồm cả việc tách Etan
để cung cấp cho hóa dầu từ nguồn khí Sư Tử Trắng, Thiên Ưng, Đại Hùng, Sao Vàng,
Đai Nguyệt của dự án đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2 giai đoạn 2 là nhu cầu cấp
thiết nhằm mục tiêu gia tăng giá trị và sử dụng hiệu quả nguồn nguyên liệu khí đầu
vào của Việt Nam. Mục tiêu đầu tư Nhà máy phải đảm bảo được tiến độ của dự án
đường ống dẫn khí Nam Côn Sơn 2 giai đoạn 2 như nêu trên vào năm 2019
Xuất phát từ những yêu cầu thực tế như vậy, được sự đồng ý của Trường Đại học
Bà Rịa – Vũng Tàu, tôi chọn đề tài “Thiết kế nhà máy chế biến khí với nguồn
nguyên liệu từ mỏ Sư Tử Trắng và các mỏ khí khác từ đường ống Nam Côn Sơn
2 về bờ” dưới sự hướng dẫn của Thạc sĩ Mai Xuân Ba.
Nội dung của đồ án gồm có các phần sau:
+ Tổng quan về ngành công nghiệp công khí Việt Nam.
+ Các phương pháp chế biến khí tự nhiên và khí đồng hành.
+ Tìm hiểu công nghệ hiện nay trên thế giới, đánh giá để lựa chọn công
nghệ tối ưu để thu hồi tối đa sản phẩm có giá trị với hiệu suất thu hồi Etan tối thiểu
đạt 80%, LPG 96% từ nguồn khí qua đường ống Nam Côn Sơn 2.
+ Ứng dụng của phần mềm Aspen HYSYS trong bộ phần mềm AspenONE
vào việc mô phỏng, tính toán các thiết bị dầu khí để từ đó đánh giá lựa chọn qui mô
công suất và cấu hình thiết bị của nhà máy chế biến Khí.
+ Xây dựng mô hình mô phỏng nhà máy trên công nghệ lựa chọn và tính
toán các chỉ tiêu về mặt kinh tế.

13. 3
Chương 1
TỔNG QUAN VỀ NGUỒN CUNG VÀ NHU CẦU KHÍ VIỆT NAM
1.1. Tình hình ngành công nghiệp khí Việt Nam:
Chính phủ vừa công bố Quyết định số 60/QĐ-TTg về việc Phê duyệt Quy hoạch
phát triển ngành công nghiệp Khí Việt Nam đến năm 2025, định hướng đến năm 2035.
Quyết định này đã mở ra năm 2017 khẩn trương và nhiều trọng trách đối với toàn
ngành Công thương mà đặc biệt là Tập đoàn Dầu khí Việt Nam, trong đó có PV GAS.
Quan điểm phát triển của Quy hoạch nhằm thực hiện các mục tiêu về lĩnh vực công
nghiệp Khí trong Chiến lược phát triển ngành Dầu khí Việt Nam đến năm 2025 và
định hướng đến năm 2035 đã được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt. Phát triển ngành
công nghiệp khí Việt Nam sẽ gắn liền với chiến lược và quy hoạch phát triển điện lực
quốc gia, nhằm sử dụng hiệu quả nguồn nhiên liệu sạch, góp phần bảo đảm an ninh
năng lượng quốc gia, giảm phát thải khí nhà kính. Việc phát triển đồng bộ, hiệu quả
ngành công nghiệp Khí được liên kết với phát huy các nguồn lực trong nước và đẩy
mạnh hợp tác quốc tế; trên nguyên tắc sử dụng tiết kiệm, hiệu quả, hợp lý nguồn tài
nguyên trong nước; triển khai nhập khẩu khí thiên nhiên hóa lỏng (LNG) song song
với việc thu gom các nguồn khí mới trong nước để bổ sung cho các nguồn khí đang
suy giảm, duy trì khả năng cung cấp khí cho các hộ tiêu thụ. Đặc biệt, cần tiếp tục
hoàn thiện hệ thống cơ sở hạ tầng thu gom, vận chuyển, xử lý khí trên nguyên tắc sử
dụng tối đa công suất hệ thống hạ tầng hiện hữu, từng bước xây dựng và hoàn thiện
cơ sở hạ tầng hệ thống kho chứa, nhập khẩu, phân phối LNG; Đẩy mạnh đầu tư chế
biến sâu khí thiên nhiên, đa dạng hóa sản phẩm nhằm nâng cao giá trị sử dụng của
khí và hiệu quả của sản phẩm khí trong nền kinh tế.
Nền công nghiệp Khí Việt Nam sẽ được tập trung đầu tư để hoàn chỉnh, đồng bộ
tất cả các khâu, từ khai thác - thu gom - vận chuyển - chế biến - dự trữ - phân phối
khí và xuất nhập khẩu sản phẩm khí; đảm bảo thu gom 100% sản lượng khí của các
lô/mỏ mà PVN và các nhà thầu dầu khí khai thác tại Việt Nam. Phấn đấu sản lượng
khai thác khí cả nước giai đoạn 2016 - 2035 như sau:
Giai đoạn 2016 - 2020: Sản lượng khai thác khí đạt 10 - 11 tỷ m3
/năm;

14. 4
Giai đoạn 2021 - 2025: Sản lượng khai thác khí đạt 13 - 19 tỷ m3
/năm;
Giai đoạn 2026 - 2035: Sản lượng khai thác khí đạt 17 - 21 tỷ m3
/năm.
Về nhập khẩu, phân phối LNG, Chính phủ chỉ đạo nghiên cứu, tìm kiếm thị trường
và đẩy nhanh việc xây dựng hệ thống cơ sở hạ tầng kho cảng để sẵn sàng tiếp nhận,
nhập khẩu LNG với mục tiêu cho từng giai đoạn như sau:
Giai đoạn 2021 - 2025 đạt 1 - 4 tỷ m3
/năm;
Giai đoạn 2026 - 2035 đạt 6 - 10 tỷ m3
/năm.
Về phát triển thị trường tiêu thụ khí, nước ta sẽ tiếp tục phát triển thị trường điện
là thị trường trọng tâm tiêu thụ khí (bao gồm LNG nhập khẩu) với tỷ trọng khoảng
70 - 80% tổng sản lượng khí, đáp ứng nguồn nhiên liệu khí đầu vào để sản xuất điện.
Ngoài ra, Việt Nam cũng định hướng phát triển lĩnh vực hóa dầu từ khí, tăng cường
đầu tư chế biến sâu khí thiên nhiên để nâng cao giá trị gia tăng sản phẩm khí, tạo ra
các nguyên, nhiên, vật liệu để phục vụ phát triển sản xuất công nghiệp trong nước,
hướng tới xuất khẩu, giảm tỷ trọng nhập siêu. Tiếp tục duy trì và mở rộng hệ thống
phân phối khí cho các hộ tiêu thụ công nghiệp, giao thông vận tải, sinh hoạt đô thị
nhằm mục đích bảo vệ môi trường và nâng cao giá trị sử dụng của khí. Phát triển
đồng bộ hệ thống phân phối khí thấp áp và hệ thống phân phối khí nén thiên nhiên
(CNG) làm tiền đề để phát triển hệ thống phân phối khí cung cấp cho giao thông vận
tải. Phấn đấu phát triển thị trường khí với quy mô:
Giai đoạn 2016 - 2020 đạt 11 - 15 tỷ m3
/năm.
Giai đoạn 2021 - 2025 đạt 13 - 27 tỷ m3
/năm.
Giai đoạn 2026 - 2035 đạt 23 - 31 tỷ m3
/năm.
Để hoàn thiện cơ sở hạ tầng tồn trữ, kinh doanh, phân phối khí dầu mỏ hóa lỏng
(LPG), cần mở rộng công suất các kho LPG hiện hữu kết hợp với xây dựng các kho
LPG mới để đáp ứng nhu cầu tiêu thụ trong nước với quy mô khoảng 3,5 - 4,0 triệu
tấn/năm vào năm 2025 và đạt quy mô khoảng 4,5 - 5,0 triệu tấn/năm vào năm 2035,
bảo đảm đáp ứng yêu cầu dự trữ tối thiểu đạt hơn 15 ngày cung cấp. Phấn đấu đáp
ứng 70% thị phần LPG toàn quốc.

15. 5
Đối với khu vực Bắc Bộ, định hướng phát triển của Quy hoạch sẽ nghiên cứu các
giải pháp, đẩy mạnh việc thu gom khí từ các mỏ nhỏ, nằm phân tán trong khu vực
nhằm tăng cường khả năng cung cấp khí cho các hộ tiêu thụ công nghiệp khu vực
Bắc Bộ, từng bước nghiên cứu, triển khai xây dựng cơ sở hạ tầng nhập khẩu LNG để
duy trì khả năng cung cấp khí cho các hộ tiêu thụ công nghiệp khí nguồn khí khu vực
Bắc Bộ suy giảm, phát triển các nhà máy điện sử dụng LNG theo Quy hoạch điện lực
quốc gia đã được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt.
Đối với khu vực Trung Bộ, sẽ tích cực đẩy mạnh phát triển và hoàn thiện hệ thống
cơ sở hạ tầng thu gom, vận chuyển, xử lý khí từ mỏ khí Cá voi xanh để cung cấp cho
các nhà máy điện sử dụng khí thuộc khu vực Trung Bộ theo Quy hoạch điện lực quốc
gia đã được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt. Phát triển công nghiệp hóa dầu sử dụng
khí từ mỏ khí Cá voi xanh sau khi đã đáp ứng đủ nhu cầu khí cho các nhà máy điện.
Phát triển hệ thống phân phối khí thấp áp, sản xuất CNG/LNG quy mô nhỏ cấp cho
các hộ tiêu thụ công nghiệp trong khu vực. Từng bước nghiên cứu, xây dựng hệ thống
cơ sở hạ tầng nhập khẩu, phân phối LNG khi nguồn khí trong khu vực suy giảm và
trong trường hợp xuất hiện thêm các hộ tiêu thụ mới.
Đối với khu vực Đông Nam Bộ, hoàn thiện hệ thống cơ sở hạ tầng thu gom, vận
chuyển các mỏ khí tiềm năng nhằm duy trì nguồn khí cung cấp cho các hộ tiêu thụ
hiện hữu, đẩy mạnh công tác tìm kiếm thăm dò, phát triển mỏ để đảm bảo duy trì đáp
ứng nhu cầu tiêu thụ khí trong khu vực. Triển khai xây dựng hệ thống kho, cảng nhập
khẩu LNG để bổ sung cho nguồn khí trong nước suy giảm và cung cấp cho các nhà
máy điện theo Quy hoạch điện lực quốc gia đã được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt.
Đối với khu vực Tây Nam Bộ, cần hoàn thiện hệ thống cơ sở hạ tầng thu gom, vận
chuyển khí từ Lô B & 48/95, 52/97 và các mỏ nhỏ khu vực Tây Nam (Khánh Mỹ,
Đầm Dơi, Nam Du, U Minh, ...) để cung cấp cho các Trung tâm điện lực mới theo
Quy hoạch điện lực quốc gia được Thủ tướng Chính phủ phê duyệt; bổ sung cho các
hộ tiêu thụ hiện hữu khu vực Tây Nam Bộ. Xây dựng cơ sở hạ tầng nhập khẩu LNG
để duy trì khả năng cung cấp cho các hộ tiêu thụ, phát triển các nhà máy điện sử dụng
LNG mới.

16. 6
Việc quy hoạch ngành còn xác định xây dựng hệ thống cơ chế chính sách để từng
bước chuyển đổi mô hình quản lý ngành công nghiệp khí Việt Nam, cơ chế kinh
doanh khí theo hướng thị trường khí tự do, hội nhập với thị trường khí trong khu vực,
thế giới. Việc thát triển thị trường tiêu thụ khí sẽ được định hướng theo cơ chế thị
trường có sự điều tiết của Nhà nước, khuyến khích các nhà thầu, nhà đầu tư nước
ngoài tham gia đầu tư vào chuỗi giá trị khí từ khâu thượng nguồn, trung nguồn đến
hạ nguồn góp phần đảm bảo an ninh năng lượng dài hạn cho đất nước và thực hiện
chính sách phát triển bền vững.
Thủ tướng đã giao Bộ Công thương chỉ đạo triển khai thực hiện Quy hoạch tổng
thể phát triển ngành công nghiệp khí Việt Nam giai đoạn đến năm 2025, định hướng
đến năm 2035, trước mắt cần tập trung triển khai có hiệu quả các dự án đầu tư trong
giai đoạn đến năm 2025 được nêu trong Quy hoạch; Chủ trì, phối hợp với các bộ,
ngành liên quan rà soát các văn bản quy phạm pháp luật về dầu khí để có đề xuất với
Chính phủ các nội dung sửa đổi phù hợp, tạo điều kiện thuận lợi cho ngành công
nghiệp khí Việt Nam phát triển.
1.2. Khả năng khai thác khí của Việt Nam:
1.2.1. Bể Cửu Long:
Bể Cửu Long bao gồm trũng Cửu Long (phần đất liền) và phần thềm lục địa Đông –
Nam Việt Nam. Các hoạt động thăm dò – khai thác ở đây cho đến nay đã khẳng định
tiềm năng chủ yếu của bể Cửu Long là dầu và khí đồng hành. Cơ cấu trữ lượng của
Bể Cửu Long chủ yếu là trữ lượng cấp P1 và P2. Trữ lượng P4+P5, tiềm năng không
nhiều và phần lớn là các mỏ/cấu tạo nhỏ. Vì vậy khả năng gia tăng sản lượng khí từ
khu vực Bể Cửu Long trong tương lai sẽ rất khó khăn và hạn chế.
Khả năng cung cấp khí của các mỏ đang khai thác, đang phát triển và chuẩn bị đưa
vào phát triển giai đoạn 2019-2035 khoảng 29,06 tỷ m3
khí. Việc bổ sung thêm các
mỏ, các cấu tạo tiềm năng như Hà Mã Xám, Dơi Nâu, cấu tạo tiềm năng thuộc lô 09-
1, lô 15-1 sẽ gia tăng sản lượng khí cộng dồn giai đoạn 2019-2035 lên khoảng 37,15
tỷ m3
khí.

17. 7
Tổng trữ lượng khai thác của các mỏ giai đoạn 2019-2035 của các mỏ đang khai
thác, chuẩn bị phát triển, các mỏ chưa có kế hoạch phát triển và các cấu tạo tiềm năng
của Bể Cửu Long được thể hiện chi tiết ở bảng sau:
Bảng 1.1. Trữ lượng khí thu hồi các mỏ ở bể Cửu Long giai đoạn 2019 – 2035
Mỏ Lô Tên Mỏ
Trữ lượng khai
thác giai đoạn
2019-2035
(Tỷ m3
/năm)
Các mỏ đang
khai thác & Các
mỏ chuẩn bị phát
triển (P1+P2,
50% P3)
09-1 & 09-3
Bạch Hổ-Rồng-
Đồi Mồi, Thỏ
Trắng, Gấu Trắng
3.85
15-1 STD/ STV/ STN -0.48
Sư Tử Trắng 22.95
15-2
Rạng Đông-
Phương Đông
0.25
16-1 Tê Giác Trắng 0.04
09-2 Cá Ngừ Vàng 0.18
15-2/01
Hải Sư Đen/ Hải
Sư Trắng
0.28
09-2/09 Kình Ngư Trắng 1.99
16-1 Tê Giác Trắng 0.04
Tổng cộng P1 + P2, 50%P3 29.06
Các mỏ chưa có
kế hoạch đưa vào
phát triển & Các
cấu tạo tiềm năng
(P4 + P5 & POS)
16-2 Hà Mã Xám 1.3
16-2 Dơi Nâu 1.16
15-1 POS 3.65
09-1 POS 1.98
Tổng cộng P4 + P5 & POS 8.09
Tổng cộng 37.15

18. 8
Hình 1.1. Sản lượng cung cấp khí của bể Cửu Long giai đoạn 2019-2035
1.2.2. Bể Nam Côn Sơn:
Bể Nam Côn Sơn nằm phía Đông - Đông Nam Bể Cửu Long với diện tích khoảng
60.000 km2
bao phủ bởi 21 Lô và là vùng có nhiều giếng khoan thăm dò nhất (trên
60 giếng). Nguồn khí thuộc Bể Nam Côn Sơn chủ yếu là khí tự nhiên. Công tác tìm
kiếm thăm dò ở Bể này đã phát hiện được nhiều mỏ khí tự nhiên khá lớn như Lan
Tây, Lan Đỏ, Hải Thạch, Rồng Đôi, Rồng Đôi Tây, Mộc Tinh và các mỏ dầu như Đại
Hùng, Chim Sáo, Dừa, mỏ dầu và khí Cá Rồng Đỏ, …
Khả năng cung cấp khí của các mỏ đang khai thác, đang phát triển và chuẩn bị đưa
vào phát triển giai đoạn 2019-2035 khoảng 68.64 tỷ m3
khí. Việc bổ sung thêm các
mỏ, các cấu tạo tiềm năng bể Nam Côn Sơn gồm Rồng Vĩ Đại, 12-C, Thiên Nga, Cá
Kiếm Đen & Cá Kiếm Xanh, Phong Lan Dại Deep, Cobia, Cá Kiếm Nâu… sẽ gia
tăng sản lượng khí cộng dồn lên khoảng 147.94 tỷ m3
khí.
Tổng trữ lượng khai thác của các mỏ giai đoạn 2019-2035 của các mỏ đang khai
thác, chuẩn bị phát triển, các mỏ chưa có kế hoạch phát triển và các cấu tạo tiềm năng
của bể Nam Côn Sơn được trình bày chi tiết ở bảng 1.2:

19. 9
Bảng 1.2. Sản lượng cung cấp khí của bể Nam Côn Sơn
Mỏ Lô Tên mỏ
Trữ lượng khai
thác giai đoạn
2019 – 2035
(Tỷ m3
/năm)
Các mỏ đang
khai thác & Các
mỏ chuẩn bị phát
triển (P1+P2,
50% P3)
06-1 Lan Tây/ Lan Đỏ 8.38
06-1 PLD 1P & LD 3P 6.53
11-2 Rồng Đôi/ RĐT 2.76
12w Chim Sáo + Dừa 0.61
07/3 Cá Rồng Đỏ 4.62
05-2 & 3 HT/ MT 20.30
04-3 Thiên Ưng 5.09
05-1a Đại Hùng 2.31
05-1bc Đại Nguyệt 6.57
05-1bc Sao Vàng 11.48
Tổng cộng P1 + P2, 50%P3 68.64
Các mỏ chưa có
kế hoạch đưa vào
phát triển & Các
cấu tạo tiềm năng
(P4 + P5 & POS)
11-2 Rồng Vĩ Đại 1.09
12E 12-C 1.89
12W Thiên Nga 3.89
136/03
CKD & CKX
(risked)
8.41
04-2POS 1.0
04-3POS 2.95
05-1bc POS 2.4
05-2 & 05-3 POS 1.9
06-1 POS
Phong Lan Dại
Deep
16.36
11-2 (KNOCK)
POS
1.05
130 POS 3.4
07/3POS Cobia 13.75
136/03 CKN (Risked VN) 14.6
136/03 Tiềm Năng 6.4
Tổng cộng P4 + P5 & POS 79.30
Tổng cộng 147.94
Bảng 1.2. Sản lượng cung cấp khí của bể Nam Côn Sơn
1.2.3. Bể Malay – Thổ Chu:
Bể trầm tích MaLay - Thổ Chu nằm ở phía Tây Nam thềm lục địa Việt Nam trong
Vịnh Thái Lan, có ranh giới tiếp giáp Campuchia, Malaysia và Thái Lan. Bể có diện

20. 10
tích khoảng 400.000 km2
. Thái Lan và Malaysia đã tiến hành thăm dò dầu khí tại khu
vực biển của mình từ đầu những năm 70 và thu được kết quả rất khả quan.
Phía Việt Nam, công tác tìm kiếm thăm dò dầu khí được bắt đầu từ những năm
đầu của thập kỷ 90 và cũng đạt được nhiều kết quả rất đáng kể. Hơn 63% các giếng
thăm dò đã phát hiện thấy dầu, khí và đến nay đã ký hợp đồng phân chia sản phẩm
(PSC) ở các Lô có tiềm năng như PM3-CAA; Lô B, 48/95, 52/97; 46-Cái Nước; 46/02,
50,51. Các nguồn khí thuộc Lô này chủ yếu là khí tự nhiên, có hàm lượng CO2 cao.
Trữ lượng khí ở bể Malay – Thổ Chu được trình bày như sau:
Trữ lượng cấp 2P các mỏ thuộc PM3-CAA, 46-Cái Nước (phần thuộc Việt Nam)
và Hoa Mai, lô 46/02, trữ lượng cấp 2P của PM3-CAA là lượng có khả năng khai
thác của phía Việt Nam bao gồm 8% khí trơ được minh họa trong bảng 1.3
Bảng 1.3. Trữ lượng cấp khí 2P
Tên mỏ, lô
Trữ lượng khí tại
chỗ (cấp 2P)
Trữ lượng khí thu
hồi (cấp 2P)
PM3-CAA 81.10 26.17
Phần lấy bù - 4.80
46-Cái Nước 6.05 1.27
Hoa Mai 2.62 1.84
46/02 7.50
Tổng 97.27 34.08
Trữ lượng Hydrocarbon (không tính N2, CO2) của lô B, 48/95 và 52/97 như sau:
Bảng 1.4. Trữ lượng Hydrocacbon không tính N2, CO2
Trữ lượng HC tại chỗ (P50) Trữ lượng HC thu hồi (P50)
Cấp trữ
lượng
Xác
minh
(P1)
Có khả
năng
(P2)
Có thể
(P3)
P1+P2+P3
Xác
minh
(P1)
Có khả
năng (P2)
2P=P1+P2
Mỏ Kim
Long
23.00 25.00 31.00 79.00 15.80 17.30 33.10
Mỏ Ác Quỷ 18.00 32.00 33.00 83.00 12.60 22.20 34.80
Mỏ Cá Voi 13.00 18.00 20.00 51.00 9.10 12.70 21.80
Tổng 54.00 75.00 84.00 213.00 37.50 52.20 89.70

21. 11
Như vậy có thể nhận thấy, tiềm năng khí ở khu vực bể Malay-Thổ Chu là rất lớn,
trữ lượng tại chỗ của các mỏ lớn gấp 2-3 lần trữ lượng có khả năng thu hồi, cùng với
việc công nghệ khai thác dầu khí ngày một phát triển, trình độ quản lý ngày một tăng,
việc thăm dò khai thác trong khu vực vẫn đang được tiếp tục thúc đẩy thì tiềm năng
gia tăng sản lượng khí của khu vực hi vọng sẽ được tiếp tục gia tăng.

22. 12
Chương 2
CÁC PHƯƠNG PHÁP CHẾ BIẾN KHÍ [1]
2.1. Các phương pháp chế biến khí:
2.1.1. Ngưng tụ khí nhiệt độ thấp:
Quá trình ngưng tụ khí có thể coi là quá trình làm đẳng áp (nếu bỏ qua một vài tổn
thất áp suất khi khí di chuyển trong đường và các thiết bị công nghệ) cho tới nhiệt độ
tương ứng với áp suất đó sẽ xuất hiện pha lỏng. Khí đồng hành và khí thiên nhiên là
hỗn hợp nhiều cấu tử, do đó quá trình chuyển pha và các vùng tới hạn của chúng khác
nhiều so với các quá trình tương ứng của cấu tử khí tinh khiết.
Đối với cấu tử khí tinh khiết bao giờ cũng tồn tại điểm tới hạn và tương ứng điểm
đó là nhiệt độ và áp suất tới hạn. Khí nhiệt độ cao hơn nhiệt độ tới hạn, thì chất sẽ tồn
tại ở trạng thái một pha, khi đó dù có thay đổi giá trị của bất kỳ tổ hợp các thông số
nào cũng không thể đưa chất đó về trang thái hai pha được.
Điều đó có nghĩa là quá trình hóa lỏng một phần hay toàn bộ một cấu tử khí bằng
phương pháp nén chỉ thực hiện được khi hạ nhiệt độ khí xuống dưới nhiệt độ tới hạn.
Trong hỗn hợp khí đồng hành hoặc khí thiên nhiên, vùng tới hạn thường là một
khoảng rộng các thông số và phụ thuộc vào thành phần của khí.
Hình 2.1. Giản đồ P-T hệ đa cấu tử khí 1
Trong đó:

23. 13
+ Điểm C là điểm tới hạn, tại đó hai pha trở thành một pha.
+ Điểm M là điểm tương ứng với áp suất lớn nhất mà tại đó hỗn hợp nhiều
cấu tử tồn tại ở trạng thái hai pha.
+ Điểm N: là điểm tương ứng với áp suất lớn nhất mà tại đố hỗn hợp nhiều
cấu tử tồn tại ở trạng thái hai pha.
Những giá trị cực đại của áp suất và nhiệt độ mà tại đó hỗn hợp nhiều cấu tử có
thể tồn tại ở trạng thái hai pha được gọi là áp suất và nhiệt độ ngưng tụ tới hạn của
hỗ hợp.
Vị trí của các điểm C, M, N trên giảng đồ phụ thuộc vào thành phần của hỗn hợp.
Đường cong phía bên trái từ 0 cho tới điểm C biểu diễn cho đường cong điểm sôi.
Còn đường cong phía bên phải tử 100 cho tới điểm M biểu diễn cho đường cong điểm
sương. Đường ABDE: biểu diễn quá trình ngưng tụ đẳng nhiệt trong các mỏ khí
condensate. Điểm A biểu diễn pha lỏng nằm bên ngoài đường bao pha khi giảm áp
suất tới điểm B bắt đầu quá trình ngưng tụ. Tiếp tục giảm áp suất lượng lỏng hình
thành nhiều hơn từ điểm A đến D nằm trong miền được tạo bởi các điểm thay đổi độ
dốc của các đường pha. Khi tiếp tục giảm áp suất ra khỏi miền đi từ D tới E thì lượng
lỏng giảm dần cho tới khi đạt điểm sương E phía dưới điểm E hệ không tồn tại ở trạng
thái lỏng chỉ tồn tại ở trạng thái hơi.
Khi giảm nhiệt độ của hỗn hợp thì sẽ đến lúc một cấu tử nào đó của khí sẽ bắt đầu
ngưng tụ. Các cấu tử có nhiệt độ ngưng tụ lớn nhất sẽ ngưng tụ đầu tiên. Nhưng khí
hydrocacbon có một đặc điểm là chúng hòa tan vào hydrocacbon lỏng. Vì vậy trong
pha lỏng vẫn còn lẫn các hydrocacbon có nhiệt độ ngưng tụ thấp hơn.
Nguyên tắc: nén và làm lạnh khí để phân tách sơ bộ các hydrocacbon nặng nhất,
sau đó dòng khí được phân tách trong tháp chưng cất nhằm thu hồi khí.
Hiệu quả đối với quá trình cần tách các cấu tử nhẹ.
Công nghệ chế biến khí bằng phương pháp ngưng tụ nhiệt độ thấp có thể chia ra
theo: số bậc phân ly cơ bản, loại nguồn nhiệt lạnh, loại sản phẩm cuối.
Theo số bậc phân ly cơ bản quy trình được chia ra bậc một, bậc hai, và bậc ba.
Mỗi bậc nhất thiết phải có sản phẩm ra ở dạng lỏng.

24. 14
Theo nguồn nhiệt lạnh chu trình làm lạnh trong, chu trình làm lạnh ngoài, và chu
trình làm lạnh kết hợp cả hai loại trên.
2.1.1. Sơ đồ ngưng tụ khí ở nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh ngoài
Chu trình làm lạnh ngoài không phụ thuộc vào sơ đồ công nghệ và có tác nhân
lạnh riêng. Phụ thuộc vào loại tác nhân lạnh chu trình làm lạnh ngoài có thể chia thành
hai nhóm: tác nhân lạnh một cấu tử và tác nhân lạnh nhiều cấu tử (thường là hỗn hợp
hydrocacbon nhẹ). Chu trình làm lạnh ngoài hai hoặc nhiều tác nhân lạnh một cấu tử
gọi là chu trình lạnh nhiều bậc.
Sơ đồ ngưng tụ một bậc để thu được C3 và phân đoạn cao hơn với chu trình làm
lạnh bằng propan được trình bày trong hình 2.2.
Hình 2.2. Sơ đồ ngưng tụ một bậc ở nhiệt độ thấp
1,7 – Thiết bị tách hai pha; 2 – Máy nén; 3 – Thiết bị ngưng tụ bằng không khí;
4,5 – Thiết bị trao đổi nhiệt; 6,10 – Thiết bị bay hơi propan; 8 – Thiết bị khử etan; 9
– Bình chứa sản phẩm đỉnh; 11 – Thiết bị gia nhiệt đáy tháp.
I – Khí ẩm; II – Khí khô thương phẩm; III – Các phân đoạn C3+.
Sơ đồ có một nguồn lạnh bên ngoài – chu trình làm lạnh bằng propan và một cụm
phân tách hỗn hợp hai pha.

25. 15
Trong sơ đồ khí ẩm theo ống dẫn đi vào thiết bị tách hai pha 1 để tách các tạp chất
cơ học và các giọt lỏng (dầu, chất lỏng ngưng tụ, nước, v.v…). Sau đó đi đến máy
nén 2 và được nén đến áp suất 3 ÷ 4 Mpa hoặc cao hơn. Khí nén được làm lạnh tới -
20o
C ÷ - 30o
C trong thiết bị trao đổi nhiệt số 4, 5 nhờ nguồn lạnh từ dòng khí khô và
chất lỏng ngưng tụ từ thiết bị tách 7. Sau đó trong thiết bị bay hơi propan 6, khí sẽ
được ngưng tụ một phần và đi vào thiết bị tách 7, tại đây phần hydrocacbon ngưng tụ
sẽ được tách ra, khí khô sẽ đi ra từ đỉnh tháp. Phần lỏng ở đáy thiết bị tách 7, đi đến
trao đổi nhiệt tại thiết bị số 5, tại đây dòng này sẽ được gia nhiệt lên 20 ~ 30 o
C và
được đưa vào tháp tách etan số 8. Sản phẩm đỉnh cảu tháp tách etan là hỗn hợp etan
và một phần nhỏ propan (không quá 5% propan). Hỗn hợp này sẽ được trộn với khí
khô ở thiết bị phân ly số 7 và được đưa vào ống dẫn khí thương phẩm. Sản phẩm đáy
của tháp etan là phân đoạn C3+ đươc sử dụng để tách LPG và Condensate.
2.1.2. Sơ đồ ngưng tụ khí ở nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh trong
Trong chu trình làm lạnh trong nguồn lạnh được lấy từ chính các dòng sản phẩm
khí thu được từ sơ đồ công nghệ. Chu trình làm lạnh trong chia thành hai nhóm:
+ Nhóm tiết lưu dòng sản phẩm lỏng. Nguồn lạnh thu được khi tiết lưu dòng chất
lỏng ngưng tụ của quá trình ngưng tụ hay dòng hồi hồi lưu của quá trình khử etane
và methane.
+ Nguồn lạnh thu được khi dùng van giảm áp. Nhờ hiệu ứng nhiệt động của quá
trình giãn nở khí đẳng entropi.
Thường áp dụng để chế biến khí thương phẩm chứa C3 không vượt quá 70 ÷75g/m3
khi sử dụng phương pháp ngưng tụ nhiệt độ thấp phải dùng nguồn lạnh và thiết bị
làm lạnh kiểu tuabin để có thể tách triệt để các cấu tử chính: etan, propan và
hydrocacbon nặng.

26. 16
Hình 2.3. Sơ đồ cụm thiết bị chính của chu trình làm lạnh trong
1 – Cụm sấy (có sử dụng rây phân tử); 2 – Thiết bị trao đổi nhiệt; 3 – Máy nén
tuabin (chung trục với tuabin khí); 4 – Thiết bị phân li áp suất cao; 5 – Tuabin
lạnh; 6 - Thiết bị phân li áp suất thấp (1.4 ÷ 2.8 Mpa); 7 – Tháp khử metan;
I – Khí ẩm (7 MPa, 27o
C); II – Khí đã tách xăng (7 MPa); III – Sản phẩm lỏng
(tách triệt để C2: 40%-70%; C3:95%; C4+:99%)
Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh trong bao gồm các cụm chính:
+ Cụm nén khí (chỉ có khi chế biến khí thiên nhiên, còn đối với khí đồng hành
thì đã được nén từ ngoài giàn).
+ Cụm sấy khí.
+ Cụm trao đổi nhiệt lạnh và nhiệt của các dòng.
+ Cụm phân li áp suất cao.
+ Cụm làm lạnh kiểu tuabin với thiết bị phân li áp suất thấp.
+ Cụm khử metan từ chất lỏng ngưng tụ (nếu cần thu được etan và các cấu tử C
cao); cụm khử etan (nếu cần thu propan và các cấu tử C cao hơn).
+ Nén khí khô tới áp suất cần thiết để đưa đi tiêu thụ; trong trường hợp này có sử
dụng một phần máy nén có chung trục với tuabin lạnh.
2.1.3. Sơ đồ ngưng tụ khí ở nhiệt độ thấp với chu trình làm lạnh tổ hợp
Quá trình ngưng tụ nhiệt độ thấp một bậc sử dụng chu trình làm lạnh tổ hợp (chu
trình làm lạnh ngoài bằng propan và tiết lưu dòng lỏng) để thu được các phân đoạn
C3 trở lên.

27. 17
Hình 2.4. Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp một bậc dùng chu trình làm lạnh tổ hợp
1,3 – Thiết bị ngưng tụ không khí; 2 – Máy nén; 4,6,7,9 – Thiết bị trao đổi
nhiệt tuần hoàn; 5,8 – Thiết bị bay hơi propan; 10 – Thiết bị tiết lưu; 11 – Thiết bị
phân li nhiệt độ thấp; 12 – Tháp khử etan; 13 – Thiết bị gia nhiệt.
I – Khí ẩm; II – Khí khô; III – Các phân đoạn hydrocabon nặng.
Hình 2.4 biểu diễn sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp một bậc có tiết lưu chất lỏng ngưng
tụ từ thiết bị phân li 11. Theo sơ đồ, khí đồng hành sau khi được nén tới 2Mpa sẽ lần
lượt đi vào thiết bị gia nhiệt 13, tháp khử etan, thiết bị ngưng tụ không khí 3 và một
loạt các thiết bị trao đổi nhiệt tuần hoàn 4, 6, 7, 9 và dàn bốc hơi lạnh 5,8 của chu
trình làm lạnh ngoài, được ngưng tụ một phần -10o
C và sau đó được đưa vào thiết bị
tách chất lỏng ngưng tụ 11. Khí khô đi ra từ phía trên thiết bị phân li sẽ được trao đổi
nhiệt với khí ẩm và đem đi tiêu thụ. Chất lỏng ngưng tụ thu được ở phía dưới thiết bị
phân li sẽ đi qua thiết bị tiết lưu 10, tại đây áp suất và nhiệt độ chất lỏng ngưng tụ sẽ
giảm xuống tương ứng 1MPa và -18o
C.
Dòng chất lỏng ngưng tụ lạnh đi qua thiết bị trao đổi nhiệt 9 đặt trước thiết bị phân
li 11, sau đó đi qua thiết bị trao đổi nhiệt 7 và đi vào đỉnh tháp 12, tại đây dưới áp
suất 1MPa sẽ xảy ra quá trình khử etan. Dòng sản phẩm hydrocacbon nặng sẽ được
lấy ra ở đáy tháo và đem chế biến tiếp. Những hydrocacbon nhẹ đi ra từ đỉnh tháp 12
sẽ qua thiết bị trao đổi nhiệt 4 và được máy nén 2 nén tới áp suất bằng áp suất dòng

28. 18
khi ẩm đi vào, được làm nguội ở thiết bị ngưng tụ không khí 1 và trộn lẫn với dòng
khí ban đầu.
Hình 2.5. Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp hai bậc sử dụng chu trình làm lạnh tổ hợp
1, 12 – Máy nén; 2,13 – Thiết bị ngưng tụ không khí, 3,4,7,8,9,11 – Thiết bị trao
đổi nhiệt tuần hoàn; 5,15 – Thiết bị bốc hơi propan; 6,10 – Thiết bị phân li nhiệt độ
thấp (tương ứng với bậc I và II); 14 – Tháp khử etan; 16 – Bình chứa hồi lưu; 17 –
Bơm hồi lưu cho tháp; 18 – Bình gia nhiệt cho tháp khử etan; 19,20 – Thiết bị tiết
lưu;
I – Khí ẩm; II – Khí khô; III – Các phân đoạn hydrocacbon nặng;
Sơ đồ ngưng tụ nhiệt độ thấp hai bậc sử dụng chu trình làm lạnh tổ hợp để thu các
phân đoạn C3 trở lên. Đặc điểm của sơ đồ này là khí được làm lạnh ở bậc ngưng tụ 1
nhờ chu trình làm lạnh ngoài bằng propan, còn ở bậc 2 nhờ quá trình tiết lưu chất
lỏng ngưng tụ từ thiết bị phân li bậc 2 và một phần chất lorngg ngưng tụ từ thiết bị
phân li bậc 1. Khí đồng hành được nén tới áp suất 3.7MPa sau đó được làm lạnh ở
thiết bị ngưng tụ không khí 2, được trao đổi nhiệt ở thiết bị 3,4 và làm lạnh đến -30o
C,
ngưng tụ một phần tại thiết bị bay hơi propan 5. Hỗn hợp hai pha được làm lạnh đến
-64o
C nhờ trao đổi nhiệt lạnh tại thiết bị trao đổi nhiệt 7 với dòng khí khô đi từ thiết
20

29. 19
bị phân li 10 của bậc phân li II và nhiệt lạnh của chất lỏng ngưng tụ của bậc II và một
phân chất lỏng ngưng tụ của bậc phân li I tại thiết bị trao đổi nhiệt 8, 9 sau khi các
dòng chất lỏng ngưng tụ này được tiết lưu ở thiết bị tiết lưu 19, 20 tới áp suất 0.3MPa.
Các dòng lỏng sau khi bốc hơi trao đổi nhiệt lạnh (nhờ quá trình tiết lưu) được máy
nén 12 nén đến 3.5MPa và được nhập vào cùng dòng với phần còn lại của chất lỏng
ngưng tụ từ thiết bị phân li 6 ở bậc phân li I vào thiết bị khử etan 14.
2.2. Hấp thụ khí:
Hấp thụ khí và giải hấp là hai quá trình truyền khối cơ bản được sử dụng để tách
khí đồng hành và khí thiên nhiên.
Bản chất vật lý của quá trình là sự hình thành cân bằng pha giữa hai pha khí lỏng
do sự khuếch tán của các chất từ pha nọ sang pha kia. Động lực của quá trình khuếch
tán là sự chênh lệch áp suất riêng phần giữa các cấu tử có trong pha lỏng và pha khí.
Nếu áp suất riêng phần của các cấu tử trong pha khí lớn hơn trong pha lỏng thì sẽ xảy
ra quá trình hấp thụ (chất lỏng hấp thụ chất khí), nếu ngược lại thì sẽ xảy ra quá trình
giải hấp.
Trong nhà máy chế biến khí quá trình hấp thụ và giải hấp được tiến hành trong
các thiết bị hấp thụ và chưng cất loại mâm hoặc đệm. Thông thường hai thiết bị trên
được kết hợp với nhau tạo thành chu trình kín. Dung môi sau khi hấp thụ khí (tại tháp
hấp thụ), sẽ qua tháp chưng cất. Tại đây sẽ xảy ra quá trình giải hấp phần khí thu được
ở đỉnh tháp được đem đi chế biến, phần dung môi hấp thụ ở đáy tháp được đưa đi tái
sinh rồi tiếp tụ quay lại tháp hấp thụ để hấp thụ khí.
2.1.1. Nguyên tắc và sơ đồ lí thuyết hấp thụ khí:
Sử dụng các dung môi để hấp thụ và tách hydrocacbon C3+ ra khỏi khí.
Áp dụng hiệu quả với khí béo có hàm lượng C3+ lớn hơn 100g/m3
.
Sơ đồ chế biến khi bằng phương pháp hấp thụ khí ngoài các công đoạn chính như:
phân li, nén, sấy khí còn có công đoạn khác: khử metan của dung môi bão hòa và giải
hấp. Ngoài ra tùy thuộc vào nguồn khí đầu vào mà có thể có thêm khâu: tách bỏ hợp
chất lưu huỳnh hay các tạp chất khác.

30. 20
Hình 2.6. Sơ đồ lý thuyết của phương pháp hấp thụ
1 – Tháp hấp thụ; 2 – Tháp khử metan (etan); 3 – Tháp giải hấp; 4,5 – Thiết bị
trao đổi nhiệt; 6,7 Thiết bị ngưng tụ bằng không khí; 8 – Thiết bị ngưng tụ bằng nước
(hoặc bằng không khí); 9 – Bình hồi lưu; 10 – Bình gia nhiệt;
I – Khí ẩm; II – Khí khô; III – Dung môi bão hòa; IV – Dung môi bão hòa đã khử
etan; V – Khí khô; VI – Các hydrocacbon nặng; VII – Dung môi tái sinh;
Hình 2.6 trình bày sơ đồ công nghệ nguyên tắc quá trình hấp thụ để tách propan
và các hydrocacbon nặng từ khí đồng hành và khí tự nhiên. Khí ban đầu sau khi tách
sơ bôn lỏng và các tạp chất cơ học, được nén và sấy đến điểm sương sau đó đưa vào
nhập liệu tại mâm cuối của tháp hấp thụ 1. Tại mâm trên cùng của tháp 1 sẽ đưa dung
môi tái sinh vào. Trong thiết bị này các cấu tử từ C3+ và một phần methane sẽ bị hấp
thụ. Khí khô sẽ đi lên đỉnh tháp, dung môi đã bão hòa sẽ đi ra ở đáy tháp. Dung môi
bão hòa sẽ đi vào tháp số 2 để khử methane. Trong tháp số 2 các hydrocacbon C1, C2
sẽ được loại bỏ ra khỏi dung dịch bão hòa. Để giảm tổn thất propan đi theo khí khô
ra khỏi tháp số 2 và khử hoàn toàn ethane từ dung môi bão hòa, sẽ có một dòng dung
môi tái sinh tại mâm trên cùng của tháp 2 và đáy sẽ được gia nhiệt. Sản phẩm đỉnh
của tháp số 2 bao gồm methane, ethane và một lượng nhỏ propane còn ở đáy là dung
môi bão hòa đã khử ethane. Dung môi bão hòa đã khử ethane được gia nhiệt tại thiết
bị trao đổi nhiệt số 4 và đưa vào tháp giải hấp số 3. Sản phẩm đỉnh thấp số 3 là hỗn

31. 21
hợp propan và các hydrocacbon nặng và được ngưng tụ tại thiết bị số 7, sau đó đi đến
bồn hồi lưu số 9 và sẽ được hồi lưu tại đĩa trên cùng của tháp số 3 phần còn lại sẽ
được đưa đi tách tiếp để thu các sản phẩm khác. Đáy tháp số 3 được giữ ổn định nhiệt
độ nhờ thiết bị gia nhiệt đáy tháp số 10. Sản phẩm đáy ở tháp số 3, được làm nguội
tại các thiết bị trao đổi nhiệt 4, 5, 6, 8 sau đó được đưa đến tháp hấp thụ 1 và tháp khử
methane 2.
2.3.Chưng cất ở nhiệt độ thấp:
Quá trình chưng cất ở nhiệt độ thấp cho hiệu quả tách cao hơn quá trình hấp thụ ở
nhiệt độ thấp và sơ đồ lí thuyết cũng đơn giản hơn. Sự khác biệt giữa 2 sơ đồ chưng
ở nhiệt độ thấp và hấp thụ ở nhiệt độ thấp là khí nguyên liệu đi vào thiết bị sau khi
làm lạnh (một phần hoặc toàn phần) được đưa thẳng vào tháp chưng cất mà không
cần đi qua tháp phân li sơ bộ, ở đây khí nguyên liệu được tách thành khí khô (ở đỉnh)
và các hydrocacbon nặng hơn ở đáy.
Tùy thuộc vào sơ đồ nguyên tắc của quá trình chưng ở nhiệt độ thấp mà các thiết
bị chính được chia ra thành tháp chưng cất - bay hơi và tháp ngưng tụ - bay hơi.
Tháp chưng cất – bay hơi là tháp có dòng nguyên liệu đã làm lạnh sơ bộ được cho
vào phần giữa của nó. Tháp hoạt động hoàn toàn giống với tháp chưng cất trong thực
tế.
Tháp ngưng tụ - bay hơi khác với tháp chưng cất – bay hơi ở chỗ hỗn hợp cần phân
riêng được cho vào đĩa trên cùng của nó. Phần phía trên là thiết bị ngưng tụ - làm
lạnh kiểu tưới, chu kì làm lạnh ngoài.

32. 22
Hình 2.7. Tháp chưng cất - bay hơi Hình 2.8. Tháp ngưng tụ - bay hơi
Chú thích:
+ Hình 2.7.: 1 - Thiết bị trao đổi nhiệt; 2 - Tháp chưng bay hơi; 3 - Chu trình làm
lạnh ngoài; 4 - Thiết bị tách.
I - Khí nguyên liệu; II - Khí đã tách benzin; III - Ống truyền nhiệt;
IV - Hydrocacbon nặng; V - Hồi lưu.
+ Hình 2.8.: 1 - Thiết bị trao đổi nhiệt; 2 - Tháp chưng bay hơi; 3 - Chu trình
làm lạnh ngoài; 4 - Thiết bị tách;
I - Khí nguyên liệu; II - Khí đã tách benzin; III - Ống truyền nhiệt;
IV - Hydrocacbon nặng; V - Hồi lưu

33. 23
Chương 3
ĐÁNH GIÁ LỰA CHỌN CÔNG NGHỆ CHO NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ
3.1. Mục tiêu của Nhà máy chế biến khí:
Mục tiêu của nhà máy chế biến khí Nam Côn Sơn 2 là cần lựa chọn công nghệ chế
biến khí tối ưu để thu hồi tối đa các sản phẩm có giá trị là Etan, LPG, Condensate
nhằm gia tăng tối đa giá trị sử dụng các nguồn khí này. Cụ thể yêu cầu việc lựa chọn
công nghệ chế biến khí cho Nhà máy phải đạt được như sau:
+ Đảm bảo chất lượng các sản phẩm khí khô, Etan, LPG và Condensate. Hiệu
suất thu hồi các sản phẩm có giá trị phải đạt mức như sau: Hiệu suất thu hồi Etan ≥
80%, LPG ≥ 96%, Condensate 100%.
+ Nhà máy có thể linh động hoạt động được ở các chế độ khác nhau là chế độ
chỉ tách LPG và Condensate hoặc tách cả Etan, LPG và Condensate tùy thuộc vào
nhu cầu của hộ tiêu thụ.
+ Có khả năng xử lý được nguồn khí có hàm lượng CO2 cao lên đến 10%.
+ Xây dựng nhanh để đáp ứng được tiến độ của dự án đường ống dẫn khí Nam
Côn Sơn 2 dự kiến đưa khí về bờ từ năm 2019.
3.2. Các công nghệ chế biến khí hiện nay trên thế giới
3.2.1. Công nghệ thu hồi Sales Gas, LPG của NovaTech:
Công nghệ này được áp dụng tại Nhà máy Xử lý Khí Dinh Cố. Nguyên lý chế biến
là khí nguyên liệu đầu vào được làm lạnh bằng cách tận dụng nhiệt lạnh từ hệ thống
và giãn nỡ qua van tiết lưu J-T kết hợp với giãn nở qua Turbo Expander.
Dòng khí đi ra từ Slug Catcher qua V-08 để tách lỏng còn lại, lượng lỏng được
tách ra được đưa đến bình tách V-03. Dòng khí ra từ V-08 đi vào V-06 A/B để tách
nước.
Khoảng 2/3 lượng khí ra khỏi V-06 A/B đi tới phần giãn nở của Turbo Expander
CC-01, sau đó dòng này đi vào tháp tinh lọc C-05.
Phần còn lại khoảng 1/3 dòng từ V-06 A/B được đưa tới thiết bị trao đổi nhiệt E-
14 để làm lạnh dòng khí từ 26o
C xuống -35o
C nhờ dòng khí lạnh ra từ đỉnh tháp C-

34. 24
05 có nhiệt độ -50o
C, dòng khí này tiếp tục qua van giảm áp FV-1001 rồi được đưa
vào tháp C-05 như một dòng hồi lưu ngoài ở đỉnh tháp.
Tháp C-05 làm việc ở áp xuất 33,5 bar, nhiệt độ đỉnh -42o
C, nhiệt độ đáy -42.5o
C
được xử dụng làm lạnh khí đầu vào thông qua thiết bị trao đổi nhiệt E-14, trước khi
nén ra dòng khí thương phẩm bằng phần nén của CC-01.
Dòng lỏng từ Slug Catcher đi đến bình tách V-03, phần lỏng từ V-03 đi đến thiết
bị trao đổi nhiệt E-08 để làm mát cho dòng khí đi ra từ máy nén K-01. Sau đó vào
tháp C-04 để tách nước và hydrocacbon nhẹ lẫn trong lỏng.
Tháp C-04 làm việc ở áp xuất 47.5 bar, nhiệt độ đỉnh 44o
C, nhiệt độ đáy 40o
C. Khí
sau khi ra khỏi tháp C-04 được nén lên áp xuất 75 bar nhờ máy nén K-02 rồi được
làm lạnh tại thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-19. Dòng khí này được trộn lẫn
với dòng khí ra từ V-03, tiếp tục được nén lên 109 bar bằng máy nén K-03 sau đó
được làm lạnh tại thiết bị trao đổi bằng không khí E-13 và nhập vào dòng khí nguyên
liệu trước khi vào V-08.
Dòng lỏng từ đáy tháp C-04 được đưa vào đĩa thứ 14 hoặc 20 của tháp C-01 sau
khi được gia nhiệt từ 40o
C lên 86o
C trong thiết bị trao đổi nhiệt E-04, bởi tác nhân
nóng là dòng Condensate đi ra từ đáy tháp C-02 với nhiệt độ 154o
C. Mục đích của
việc trao đổi nhiệt là tận dụng và thu hồi nhiệt.
Dòng lỏng ra từ tháp C-05 được đưa đến đĩa thứ nhất của tháp C-01, đóng vai trò
như là một dòng hồi lưu ngoài.
Dòng khí đi ra từ đỉnh tháp C-01 đi đến bình tách thằng đứng V-12 để loại bỏ tất
cả các giọt lỏng còn lại trong dòng khí. Sau đó dòng khí tiếp tục được máy nén K-01
A/B nén từ 29 bar lên 47 bar. Dòng khí sau đó được làm mát tại thiết bị trao đổi nhiệt
E-08 nhờ vào dòng lạnh có nhiệt độ 20o
C đi ra từ bình tách V-03 và vào tháp C-04
để tách nước và hydrocacbon nhẹ lẫn trong lỏng đến từ V-03.
Tháp C-01 làm việc ở áp xuất 29 bar, nhiệt độ đỉnh 14o
C, nhiệt độ đáy 109o
C. Các
hydrocacbon nhẹ như methane, ethane được tách ra khỏi pha lỏng nhờ thiết bị gia
nhiệt đáy E-01 A/B và duy trì ở 109o
C.

35. 25
Sản phẩm đáy của C-01 chủ yếu là C3+ được đưa đến tháp C-02. Tháp C-02 hoạt
động ở áp xuất là 10 bar nhiệt độ đáy tháp duy trì ở 135o
C nhờ thiết bị gia nhiệt E-03,
nhiệt độ đỉnh tháp 56o
C. Hỗn hợp BuPro được tách ra ở đỉnh tháp, còn Condensate
được tách ra ở đáy tháp.
Sản phẩm đáy của C-02 là Condensate thương phẩm được đưa tới thiết bị trao đổi
nhiệt E-04 nhằm tận thu nhiệt và hạ nhiệt độ từ 134o
C xuống 60o
C. Dòng Condensate
này tiếp tục được làm mát bởi thiết bị làm mát bằng không khí E-09 và hạ nhiệt độ từ
60o
C xuống 45o
C rồi đưa đến bồn chứa TK-21.

36. 26
Hình 3.1. Công nghệ thu hồi Sales Gas của NOVA Tech
Pig Receiver – Đầu nhận Pig; Slug Catcher – Cụm tách khí – lỏng; De-Ethansier – Tháp tách Etan; Stabiliser – Tháp tách
LPG; K-01,02,03,1011 – Máy nén; Rectifer – Tháp tách tinh; E-14 – Thiết bị trao đổi nhiệt; E-02,04,10,11 – Thiết bị gia
nhiệt; V-03 – Bình tách 3 pha.

37. 27
3.2.2. Công nghệ AET NGL Recovery của hãng Advanced Extraction
Technologies:
Hình 3.2. Công nghệ thu hồi C2, C3, NGL từ dòng khí thiên nhiên
Sales Gas – Khí khô thương phẩm; Inlet Gas – Khí nguyên liệu; NGL Absorber –
Tách NGL; Rich solvent – dòng giàu dung môi; Lean solvent – Dòng dung môi sau
khi tái sinh; Solvent Regenerator – Tháp tái sinh dung môi.
Công nghệ này được tối ưu hóa dựa trên sơ đồ lí thuyết làm lạnh ngoài bằng
propane. Ứng dụng vào việc thu hồi C2, C3, NGL từ dòng khí thiên nhiên.
Hoạt động của công nghệ được mô tả như sau: Dòng khí nhập liệu sau khi trao
đổi nhiệt sẽ đi vào tháp hấp thụ NGL. Sản phẩm đỉnh của tháp hấp thụ là khí khô
thương phẩm và chứa một ít dung môi được làm mát đi tới thiết bị tách số 4 (nhằm
thu hồi dung môi) sau đó trao đổi nhiệt với dòng nhập liệu và vào đường ống dẫn khí.
Sản phẩm đáy của tháp hấp thụ là dòng giàu dung môi. Dòng này sẽ được đưa đến
tháp số 2 (tháp tái sinh dung môi). Dòng sản phẩm NGL sẽ đi ra từ đỉnh tháp, sau đó
được làm mát và ngưng tụ rồi đến thiết bị chứa sản phẩm đỉnh số 3. Tại đây một phần
sẽ được hồi lưu lại tháp tái sinh phần còn lại đi theo đường ống dẫn sản phẩm. Dung

38. 28
môi sau khi được tái sinh (thu tại đáy tháp) sẽ được hòa cùng dòng sản phẩm đỉnh
của tháp hấp thụ rồi được làm mát và vào thiết bị tách số 4. Lỏng tại tháp số 4 chính
là dung môi sau đó được nhập liệu tại đỉnh tháp hấp thụ và tiếp tụ quá trình hấp thụ.
Điều kiện hoạt động:
+ Áp suất dòng nguyên liệu (chưa nén): 200-1200 psiG.
+ Chi phí đầu tư ít.
+ Nhiệt độ khi vận hành là thấp nhất so với các công nghệ tương đương.
+ Không cần thiết phải loại bỏ CO2 trong dòng nguyên liệu.
+ Sử dụng ít năng lượng hơn (khoảng 70-90MW so với lean oil).
3.2.3. Công nghệ thu hồi LPG của Black & Veatch Pritchard:
Công nghệ này được ứng dụng để thu hồi C3+ từ dòng offgas trong nhà máy lọc
dầu và khí thiên nhiên ở áp suất thấp. Tỉ lệ thu hồi propane có thể đạt xấp xỉ 100%.
Hoạt động của công nghệ này được mô tả như sau: Dòng khí hydrocacbon ở áp
suất thấp được nén và làm khô trước khi đưa vào làm lạnh bằng thiết bị trao đổi nhiệt
chéo dòng với chất làm lạnh propane. Dòng nhập liệu lạnh sau đó được trộn với một
phần sản phẩm đáy trước khi đi vào tháp hấp thụ propane. Sản phẩm đáy của tháp
được bơm tới tháp tách ethane. Sản phẩm đỉnh được ngưng tụ bằng cách sử dụng
propane như chất làm lạnh để tạo thành dòng sản phẩm có thành phần chính là ethane.
Một phần của dòng sản phẩm được tái sinh quay trở lại tháp. Phần đáy của tháp tách
ethane chứa C3 và các cấu tử nặng hơn cho các quá trình xử lí tiếp theo nếu cần thiết.
Giá trị kinh tế: So với các công nghệ thu hồi LPG khác, thì PRO-MAX sử dụng ít
năng lượng hơn (khoảng 10% ÷ 25%).

39. 29
Hình 3.3. Công nghệ thu hồi LPG của Black & Veatch Prichard
Feed Gas from dehydration – Dòng khí nguyên liệu sau khi tách nước; Propane
absorber – Tháp hấp thụ Propane; Deethanzier – Tháp tách C2; Sales Gas/Fuel
Gas - Khí khô thương phẩm.
3.2.4. Công nghệ loại bỏ CO2 LRS 10 của GL Noble Denton:
Ứng dụng: Dùng để loại bỏ CO2 từ khí thiên nhiên, SNG, khí tổng hợp. Do có khả
năng loại bỏ CO2 cao nên công nghệ này có thể ứng dụng vào quy trình LNG, lọc dầu
và các quá trình sản xuất các sản phẩm từ dầu mỏ.
Mô tả công nghê: Dòng khí nguyên liệu giàu CO2 được đưa vào đáy tháp Absorber
chứa K2CO3 dạng lỏng và chất phụ gia LRS10. Dung dịch này được hấp thụ trong
quá trình đi từ dưới lên ở tháp Absorber và khí tinh khiết đi ra ở đỉnh tháp. Dòng
Rich-solution ở đáy tháp Absorber được tái sinh trong reboiler hoặc trực tiếp trong
dòng, và dung dịch K2CO3/LRS10 được bơm ngược tháp Absorber. Dòng khí nguyên

40. 30
liệu chứa khoảng 20% CO2 sẽ được xử lí triệt để, xuống khoảng 1%, tùy thuộc vào
quy trình, 500-1000ppm.
Hiệu quả về mặt kinh tế: Một sơ đồ sử dụng 3% LRS10 trong K2CO3, như Benfield,
sẽ có hiệu quả tách CO2 cao hơn tới 10%. OPEX đã chứng minh qua thực tế:
+ Tăng sản lượng khí đầu ra thêm 10%.
+ Năng lượng tiêu tốn cho quá trình giảm 10%.
+ Giảm lượng CO2 trong khí đi ra 50%.
Hình 3.4. Công nghệ loại bỏ CO2 LRS 10 của GL Noble Denton
Absorber – Tháp hấp thụ; Feed Gas – Khí nguyên liệu; Cooling Water – Nước làm
lạnh; Regenerator – Tháp tái sinh; Purified Gas – Khí ngọt.
3.2.5. Công nghệ thu hồi Ethane, LPG của Orloff:
Công nghệ Single Column Overhead Recycle (SCORE) của Orloff là quá trình xử
lí khí bằng cách làm lạnh sâu để thu hồi C3+ từ dòng khí thiên nhiên. Công nghệ này
được nâng cấp từ công nghệ Overhead Recycle Process, có khả năng thu hồi C3+ rất
cao.
Dòng hồi lưu cho tháp chính được sinh ra bằng cách ngưng tụ một phần dòng side
draw của tháp. Dòng lỏng side draw được sử dụng để tối ưu quá trình làm lạnh. Với

41. 31
thiết kế như trên, một nhà máy sử dụng công nghệ SCORE ngoài việc thu hồi C2+,
còn có thể chuyển sang chế độ thu hồi C2 bằng sơ đồ Gas Sub Cooled (GSP) của
Orloff.
Ứng dụng: SCORE được thiết kế để thu hồi tối đa C3+. Khả năng thu hồi thường
đạt từ 97% đến 99% hoặc cao hơn nếu bỏ hoàn toàn C2. Nếu muốn thu hồi C2 trong
dòng C3, SCORE có thể hoạt động ở chế độ thu hồi C2 bằng cách điều chỉnh lượng
nhiệt đi vào tháp. Lượng C2 có thể thu hồi ở chế độ này được giới hạn ở 40%. Trong
trường hợp C2 có giá thành cao hơn, nhà máy có thể chuyển đổi sang GSP. Lượng C2
thu hồi được khoảng 85% theo đó là C3 với 98% trong sản phẩm. Việc chuyển đổi
này yêu cầu thêm một số đường ống và van riêng.
Nguyên liệu và sản phẩm:
+ Nguyên liệu đi vào qui trình thường được nén với áp suất hơn 600 PSI đối với
khí thiên nhiên nhưng có thể thấp hơn tùy điều kiện.
+ Trong điều kiện bình thường, qui trình SCORE cho sản phẩm LPG hỗn hợp,
chủ yếu là C3 với lượng được định sẵn từ trước. Khi chuyển sang GSP, dòng sản
phẩm hỗn hợp NGL có chứa C2 cũng với lượng được định sẵn.

42. 32
3.3. Biện luận lựa chọn công nghệ:
Thông tin thành phần khí nguyên liệu được dự báo như sau:
STT TU DH SV-DN
Nitrogen 0.1120 0.3780 0.4152 0.2619
Carbon Dioxide 0.0760 5.6710 3.1215 5.5262
Methane 81.5550 74.5110 78.3904 83.3983
Ethane 9.8960 7.7040 8.5426 5.6441
Propane 4.9960 4.5080 5.4560 3.3280
i-Butane 0.9780 1.1130 1.2668 0.6516
n-Butane 1.3640 1.3170 1.4158 0.7345
Neo-Pentane 0.0040 0.0000 0.0000 0.0011
i-Pentane 0.3350 0.5130 0.5026 0.2005
n-Pentane 0.2990 0.3630 0.3198 0.1213
Hexanes 0.1820 0.7910 0.2670 0.1058
Mcyclopentane 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
Heptanes 0.1200 0.8470 0.2913 0.0186
Octanes 0.0700 0.6080 0.0000 0.0011
Nonanes 0.0130 0.3150 0.0000 0.0001
Decane 0.0000 0.2410 0.0000 0.0000
Undecanes 0.0000 0.1370 0.0000 0.0000
Dodecanes 0.0000 0.1200 0.0000 0.0000
n-C13 0.0000 0.0980 0.0000 0.0000
n-C14 0.0000 0.0810 0.0000 0.0000
n-C15 0.0000 0.0660 0.0000 0.0000
n-C16 0.0000 0.0420 0.0000 0.0000
n-C17 0.0000 0.0210 0.0000 0.0000
n-C18 0.0000 0.0180 0.0000 0.0000
n-C19 0.0000 0.0180 0.0000 0.0000
n-C20+* 0.0000 0.5210 0.0000 0.0000
H2O 0.0000 0.0000 0.0105 0.0042
H2S 0.0000 0.0000 0.0000 0.0021
Total 100.000 100.002 100.000 99.999
Bảng 3.1. Thành phần khí nguyên liệu
Từ bảng thành phần như vậy, ta nhận thấy rằng dòng khí nguyên liệu có chứa
+ Khí CO2 khá cao gần 6% ở mỏ Sao Vàng – Đại Nguyệt và nước.
+ Hàm lượng C2 khoảng 8% mol.
+ Hàm lượng C3, C4 khoảng 7%.
+ Hàm lượng C5+ khoảng 2%.

43. 33
Ta cần tách riêng Etan và LPG để thu được lợi nhuận tối đa cho nhà máy.
Do có chứa khí chua và nước nên bắt buộc trong quy trình công nghệ của nhà máy
buộc phải có cụm tách khí chua và cụm tách nước. Ngoài ra còn phải có cụm tách
thủy ngân vì các thiết bị trong các cụm tách nước, trao đổi nhiệt thường làm bằng
nhôm, rất nhạy cảm với thủy ngân.
Để đáp ứng được những yêu cầu như vậy thì chỉ có công nghệ thu hồi Ethane, LPG
của hãng Orloff. Vì công nghệ này:
+ Có khả năng xử lí hàm lượng khí CO2 cao.
+ Có khả năng thu hồi Etan. Hiệu suất khoảng 80% nhờ vào chu trình làm lạnh
bằng propane.
+ Hiệu suất thu hồi LPG từ 97÷99%. Có thể đạt 100% nếu có thêm một số thiết
bị đặc biệt.
+ Khả năng chuyển đổi giữa hai chế độ GSP và SCORE tùy theo nhu cầu của
thị trường.

44. 34
CHƯƠNG 4
THIẾT KẾ QUY TRÌNH CÔNG NGHỆ
4.1. Xây dựng sơ đồ khối nhà máy:
Từ những yêu cầu và công nghệ như vậy, ta có thể xây dựng sơ đồ khối của nhà
máy bao gồm 7 cụm:
+ Cụm Seperation Unit.
+ Cụm Stabilizer Unit.
+ Cụm Mercury Removal Unit.
+ Cụm Acid Gas Cleaning Unit.
+ Cụm Dehydration Unit.
+ Cụm ColdBox Unit.
+ Cụm LPG Unit.
Sơ đồ khối của nhà máy được biểu diễn như hình 4.1.

45. 35
Hình 4.1. Sơ đồ khối của nhà máy
Seperation Unit – Cụm tách đầu vào; Mercury Unit – Cụm loại bỏ thủy ngân; Acid Gas Cleaning Unit – Cụm loại bỏ khí chua;
Stabilizer Unit – Cụm ổn định; Dehydration Unit – Cụm tách nước; ColdBox Unit – Cụm tách Sales Gas; LPG Unit – Cụm tách
Ethane và LPG
FeedStock
Seperation
Unit
Acid Gas
Cleaning Unit
Dehydration
Unit
ColdBox
Unit
Sales Gas
Ethane
LPG Unit BuPro
Vapour
Liquid Condensate
Stabilizer Unit
Water
Mercury
Removal Unit

46. 36
4.2. Lựa chọn các thiết bị chính trong nhà máy:
4.2.1. Cụm Seperation Unit:
Khí từ ngoài khơi sau khi qua giàn nén khí trung tâm CCP được đưa về bờ qua
đường ống Nam Côn Sơn 2 đi ngầm dưới dưới biển, nhiệt độ khoảng 20o
C, áp suất
110bar. Trên đường vận chuyển khí đã hóa lỏng một phần (Slug) tích tụ trên đường
ống. Nguyên nhân hình thành:
+ Tốc độ dòng chảy thay đổi (do thay đổi kích cỡ đường ống hoặc van) dẫn đến
hình thành lỏng.
+ Thay đổi địa hình dưới lòng biển.
Cần một thiết bị ở đầu nhà máy để tách phần lỏng này ra riêng trong trường hợp
lưu lượng ngoài bờ tăng đột ngột cuốn theo lỏng tích tụ ở đường ống. Chọn thiết bị
tách dạng Slug Catcher. Slug Catcher được chia làm 3 dạng dựa trên hình dạng:
+ Vessel Type: có hình dạng giống bình tách nằm ngang. Được thiết kế để hấp
thụ lượng lỏng trong dòng vật chất đi vào có lưu lượng ổn định.
Hình 4.2. Thiết bị tách dạng Vessel
+ Harp Type: bao gồm nhiều đường ống nhỏ được ghép lại chung đầu với nhau.
Thường Slug Catcher được xem như một phần của đường ống dẫn khí và thiết kế theo
tiêu chuẩn đường ống hơn là tiêu chuẩn ASME cho các dạng bình tách. Các ống trong
thiết bị kiểu Harp Type dài từ 15.2 ÷ 152.4m, đường kính từ 0.61 ÷ 1.22m.

47. 37
Hình 4.3. Thiết bị tách dạng Harp Type
+ Double Barrel Seperation: là thiết bị tách khí-lỏng có vận tốc lớn và loại bỏ
slug trong đường ống có hiệu quả cao. Được dùng khí dòng lỏng có tốc độ rất chậm.
Hình 4.4. Thiết bị tách dạng Double Barrel
Inlet – Dòng khí nguyên liệu đi vào; Mist Extractor – Bộ lọc; Pressure Control
Valve – Van kiểm soát áp suất; Gas out – Dòng khí; Liquid Out – Dòng lỏng; Inlet
Diverter – Máng

48. 38
Trong trường hợp của đề tài, ta chọn thiết bị Slug Catcher dạng Harp Type do
lượng lỏng chỉ tăng đột ngột khi lượng khí từ giàn nén trung tâm tăng lên.
Sau thiết bị tách Slug Catcher, ta sử dụng bình tách 2 pha dạng thẳng đứng và thiết
bị tách 3 pha nhằm mục đích tách ra được 3 dòng:
+ Dòng khí để tiếp tục đem xử lí ở các phân đoạn sau.
+ Dòng lỏng đi chưng cất.
+ Dòng nước.
4.2.2. Cụm Stabilizer Unit:
Cụm này chỉ bao gồm một thiết bị tháp chưng cất có reboiler ở đáy. Tháp gồm 20
đĩa chụp (Bubble-Cap Trays) cao 12.19m, chảy tuần tự 1 pass.
Nhiệm vụ chính của tháp này là thu hồi phần khí còn lại trong dòng lỏng được tách
ra từ thiết bị tách 3 pha. Dòng khí này sẽ hòa chung với dòng khí từ cụm Seperation
Unit đem đi làm ngọt. Dòng lỏng sẽ được đẩy thẳng qua cụm cuối cùng LPG Unit để
thu hồi hỗn hợp BuPro và Condensate còn sót lại.
4.2.3. Cụm Acid Gas Cleaning Unit:
Khí thiên nhiên sau khi ra khỏi mỏ dầu ngoài chứa hydrocacbon ra thường chứa
rất nhiều mecratans (RHS), carbonyl sulfur (COS), cacbon dioxide (CO2), hydrogen
sulfide (H2S) và cacbon disulfide (CS2). H2S và CO2 thường được xem là thành phần
khí chua trong khí nguyên liệu vì khả năng hình thành acid khi hòa tan trong nước.
Với khả năng này chúng có thể mài mòn các thiết bị làm bằng cacbon steel ở phía
sau, đầu độc chất xúc tác từ đó làm giảm hiệu quả các quá trình xúc tác nên ta cần
loại bỏ chúng. Dưới đây là một số phương pháp phổ biến để loại bỏ:
+ Hấp thụ hóa học bằng dung môi: Đây là phương pháp phổ biến nhất thường
được sử dụng trong quá trình chế biến khí. Phương pháp này sử dụng các dung môi
là những dung nước alkandamin: Monoethanol amine (MDEA), Diethanoladmine
(DEA), Methyl diethanol admine (MDEA), Diglycol Amine (DGA), Diisopropanol
amine (DIPA). Các dung môi này hoạt động dựa trên phản ứng hóa học của các hợp
chất không mong muốn với các alkanolamin, là phần phản ứng hoạt động của chất
hấp thụ.

49. 39
+ Hấp thụ vật lý: Sử dụng các dung môi hữu cơ như propilen cacbonat, dimetyl
ete politeienglicol (DMEPEG), N – metilpirrolidon, … để hấp thụ và không xảy ra
các phản ứng hóa học. Các chất hấp thụ này thường không sủi bọt, không ăn mòn
thiết bị nhiều chất hấp thụ có nhiệt độ đông đặc thấp. Đây là điều quan trọng trường
hợp áp dụng chúng ở các nước có điều kiện khí hậu lạnh. Nhược điểm của phương
pháp này là cần phải bổ sung thêm các alkanolamin để làm sạch triệt để khí.
+ Hấp thụ vật lí và hóa học: bằng cách sử dụng đồng thời hỗn hợp các dung
dịch nước alkanolamin với dung môi hữu cơ như sulfolan, metanol, … để hấp thụ vật
lí các hợp chất không mong muốn và hấp thụ hóa học bằng các Amine. Quá trình này
kết hợp được nhiều ưu điểm của hấp thụ vật lí và hấp thụ hóa học. Nhược điểm của
phương pháp này là chí phí đầu tư đắt.
Ta sẽ lựa chọn phương pháp hấp thụ hóa học sử dụng dung môi DEA do nước ta
là nước khí hậu nhiệt đới và dung môi rẻ phù hợp với nguồn nguyên liệu.
Hình 4.5 trình bày đơn giản qui trình loại bỏ khí chua bằng DEA.
Hình 4.5. Sơ đồ hấp thụ hóa học bằng DEA
Absorber – Tháp hấp thụ; Regenerator – Tháp giải hấp; Pump – Bơm; Reboiler –
Thiết bị đun sôi đáy tháp; Condenser – Thiết bị ngưng tụ đỉnh; Rich Amine – Dòng
amine sau khi hấp thụ; Lean Amine – Dòng amine sau khi tái sinh; Sweet Gas – Khí
ngọt; Acid Gas – Khí chua; Reflux – Dòng hồi lưu.

50. 40
4.3.4. Cụm Dehydration Unit:
Khí đồng hành và khí thiên nhiên khi khai thác từ dưới đất lên thường chứa một
lượng hơi nước bão hòa và hàm lượng này phụ thuộc vào áp suất, nhiệt độ và thành
phần của khí. Lượng hơi nước bão hòa có thể bị ngưng tụ tạo thành các chất tinh thể
rắn (hydrat) đóng cục trong các hệ thống công nghệ xử lí khí sau này.
Khí thiên nhiên thường được loại bỏ nước bằng một trong hai phương pháp sau
đây:
+ Hấp thụ bằng glycol.
+ Hấp phụ bằng rây phân tử, Silical Gel hoặc nhôm hoạt tính (Activated
Alumina).
Hấp thụ bằng glycol là quá trình được sử dụng phổ biến nhất do hội tụ đủ các điều
kiện trong đường ống dẫn khí sản phẩm (nhiên liệu, chênh cao độ, …). Quá trình hấp
phụ chỉ áp dụng khi lượng hơi nước bão hòa có nồng độ rất thấp (0.1ppm hoặc thấp
hơn) trong điều kiện nhiệt độ của quá trình xử lí thấp.
Có 3 dung môi glycol thường được sử dụng trong quá trình loại bỏ nước:
+ Diethylene Glycol (DEG): C4H10O3.
+ Triethylene Glycol (TEG): C6H14O4.
+ Tetraethylene Glycol (TREG): C8H18O5.
Ưu điểm Nhược điểm
DEG
- Độ ẩm cao, khá bền khi có mặt các hợp
chất lưu huỳnh, oxy và CO2 thường.
- Dung dịch đâm đặc không bị đông đặc.
- Tiêu hao do thất thoát
cao hơn so với TEG.
- Khi tái sinh rất khó thu
được dung dịch có nồng
độ DEG lớn hơn 95%.
- Nhiệt độ điểm sương
thấp hơn so với khi sử
dụng TEG.
- Giá thành cao.
TEG
- Độ hút ẩm cao.
- Tạo được nhiệt độ điểm sương cao (27.8o
C
÷47.3o
C).
- Độ bền cao khi có bằng các hợp chất lưu
huỳnh, oxy và CO2 ở nhiệt độ bình thường.
- Chi phí đầu tư cao.
- Dung dịch TEG có khả
năng tạo màng khi có mặt
các chất lỏng
hydrocacbon nhẹ.

51. 41
- Khi tái sinh dễ dàng thu được dung dịch có
nồng độ cao, khoảng 99%.
- Dung dịch nồng độ cao không bị đông đặc.
- Độ hòa tan của
hydrocacbon trong TEG
cao hơn so với DEG.
TREG
- Áp suất hơi bão hòa thấp. Điều này có thể
làm giảm lượng hydrocacbon mang theo
trong trường hợp khi nhiệt độ khí nguyên
liệu cao quá 50 ÷60o
C
- Đắt.
- Độ nhớt cao hơn.
Bảng 4.1. Ưu, nhược điểm của các dung môi glycol
Sơ đồ dưới đây trình bày qui trình loại bỏ nước bằng hấp thụ với dung môi Glycol
Hình 4.6. Sơ đồ loại bỏ nước bằng phương pháp hấp thụ bằng dung môi glycol
Glycol contactor – Tháp hấp thụ nước bằng glycol; Reboiler – Thiết bị gia nhiệt;
Flash Tank – Bình chứa; Filter – Bộ lọc; Lean glycol – Dòng Glycol sạch;

52. 42
4.3.5. Cụm ColdBox Unit:
Đây là cụm thiết bị chính trong nhà máy sử dụng công nghệ GSP của hãng Orloff.
Bao gồm:
+ Thiết bị trao đổi nhiệt dạng tấm.
+ Turbo-Expander.
+ Một chu trình làm lạnh sâu bằng propane.
+ Tháp Demethanzier.
Nhiệm vụ chính của cụm là tách khí khô ra khỏi khí thiên nhiên và đẩy phần lỏng
qua cụm LPG Unit để chế biến tiếp.
Sơ đồ tổng quan có dạng như hình bên dưới.
Hình 4.7. Sơ đồ khối cụm ColdBox Unit
Inlet Gas – Khí đầu vào; Residue Gas to Compression – Khí khô thương phẩm;
Subcooled – Thiết bị làm lạnh; Demethanzier – Tháp tách Metan.

53. 43
4.3.6. Cụm LPG Unit:
Đây là cụm thiết bị cuối cùng trong nhà máy. Bao gồm hai tháp tách Deethanzier
và DeButanzier.
Có nhiệm vụ tách riêng Ethane, BuPro và Condensate có trong dòng lỏng từ cụm
Stabilizer Unit và ColdBox Unit ra sản phẩm riêng biệt. Do nhu cầu của thị trường
không cần tách riêng Propane và Butan nên tháp Depropanezier chỉ đóng vai trò như
đường dẫn.
Sơ đồ khối của cụm:
Hình 4.8. Sơ đồ khối cụm LPG Unit
Deethanzier – Tháp tách C2; Debutanzier – Tháp tách C3, C4.

54. 44
Chương 5
THIẾT KẾ MÔ PHỎNG XÁC ĐỊNH QUY MÔ CÔNG SUẤT VÀ TÍNH
TOÁN HIỆU QUẢ KINH TẾ
5.1. Mục tiêu của mô phỏng:
Mục tiêu của việc thiết kế mô phỏng là mô phỏng lại một nhà máy hoạt động thực
tế sử dụng công nghệ GSP của Orloff để thu hồi Sales Gas, Ethane, LPG và
Condensate với nguồn nguyên liệu là từ bốn mỏ Sư Tử Trắng, Đại Hùng, Thiên Ưng
và Sao Vàng-Đại Nguyệt được đưa về bờ từ đường ống Nam Côn Sơn 2 theo ba
phương án công suất:
+ Phương án 1: công suất 10 triệu m3
/d.
+ Phương án 2: công suất 7 triệu m3
/d.
+ Phương án 3: công suất 5.7 triệu m3
/d.
Ba phương án công suất này được hãng Orloff đưa ra dựa trên kinh nghiệm thực
tế. Sau khi mô phỏng xong thì kiểm tra sản phẩm có đạt tiêu chuẩn ASTM hay không
và bắt đầu tính toán hiệu quả kinh tế.
5.2. Thông số khí nguyên liệu đầu vào:
Thành phần khí nguyên liệu được dự báo như sau:
Bảng 5.1. Thành phần khí nguyên liệu
STT TU DH SV-DN AVG
Nitrogen 0.1120 0.3780 0.4152 0.2619 0.2918
Carbon Dioxide 0.0760 5.6710 3.1215 5.5262 3.5987
Methane 81.5550 74.5110 78.3904 83.3983 79.4637
Ethane 9.8960 7.7040 8.5426 5.6441 7.9467
Propane 4.9960 4.5080 5.4560 3.3280 4.5720
i-Butane 0.9780 1.1130 1.2668 0.6516 1.0024
n-Butane 1.3640 1.3170 1.4158 0.7345 1.2078
Neo-Pentane 0.0040 0.0000 0.0000 0.0011 0.0013
i-Pentane 0.3350 0.5130 0.5026 0.2005 0.3878
n-Pentane 0.2990 0.3630 0.3198 0.1213 0.2758
Hexanes 0.1820 0.7910 0.2670 0.1058 0.3364
Mcyclopentane 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000 0.0000
Heptanes 0.1200 0.8470 0.2913 0.0186 0.3192
Octanes 0.0700 0.6080 0.0000 0.0011 0.1698
Nonanes 0.0130 0.3150 0.0000 0.0001 0.0820
Decane 0.0000 0.2410 0.0000 0.0000 0.0603

55. 45
Undecanes 0.0000 0.1370 0.0000 0.0000 0.0343
Dodecanes 0.0000 0.1200 0.0000 0.0000 0.0300
n-C13 0.0000 0.0980 0.0000 0.0000 0.0245
n-C14 0.0000 0.0810 0.0000 0.0000 0.0203
n-C15 0.0000 0.0660 0.0000 0.0000 0.0165
n-C16 0.0000 0.0420 0.0000 0.0000 0.0105
n-C17 0.0000 0.0210 0.0000 0.0000 0.0053
n-C18 0.0000 0.0180 0.0000 0.0000 0.0045
n-C19 0.0000 0.0180 0.0000 0.0000 0.0045
n-C20+* 0.0000 0.5210 0.0000 0.0000 0.1303
H2O 0.0000 0.0000 0.0105 0.0042 0.0037
H2S 0.0000 0.0000 0.0000 0.0021 0.0005
Total 100.000 100.002 100.000 99.999 100.000
Do nguồn khí nguyên liệu của nhà máy được lấy từ 4 mỏ nên thành phần khí của
dòng nguyên liệu sẽ được tính trung bình của 4 mỏ.
Sản lượng cung cấp khí hàng năm theo dự báo:
Bảng 5.2. Sản lượng khí hằng năm theo dự báo
Tên mỏ
quy hoạch/
Năm
Đơn vị
Sư tử
trắng
(pha 1)
Thiên
Ưng
Đại
Hùng
Sao
Vàng -
Đại
Nguyệt
Tổng cung
NCS2
2019 Tỷ m3/năm 0.35 0.11 0.05 0.38 0.9
2020 Tỷ m3/năm 0.49 0.46 0.26 1.14 2.35
2021 Tỷ m3/năm 0.49 0.46 0.22 1.14 2.31
2022 Tỷ m3/năm 0.84 0.44 0.19 1.14 2.61
2023 Tỷ m3/năm 1.4 0.41 0.15 1.14 3.11
2024 Tỷ m3/năm 1.4 0.37 0.11 1.14 3.01
2025 Tỷ m3/năm 1.4 0.27 0.09 1.14 2.9
2026 Tỷ m3/năm 1.4 0.22 0.08 1.06 2.76
2027 Tỷ m3/năm 1.4 0.17 0.07 0.78 2.42
2028 Tỷ m3/năm 1.4 0.12 0.06 0.64 2.22
2029 Tỷ m3/năm 1.26 0.11 0.05 0.63 2.05
2030 Tỷ m3/năm 0.58 0.08 0.03 0.58 1.28
2031 Tỷ m3/năm 0.48 0.00 0.03 0.48 0.99
2032 Tỷ m3/năm 0.41 0.00 0.02 0.39 0.83
2033 Tỷ m3/năm 0.35 0.00 0.02 0.33 0.7
2034 Tỷ m3/năm 0.29 0.00 0.00 0.28 0.57
2035 Tỷ m3/năm 0.26 0.00 0.00 0.24 0.5

56. 46
5.3. Tiêu chuẩn ASTM:
5.3.1. Tiêu chuẩn khí khô thương phẩm:
Khí thương phẩm còn gọi là khí khô là khí đã qua chế biến tách Bupro và
Condensate đáp ứng được yêu cầu tiêu chuẩn kỹ thuật để vận chuyển bằng đường
ống và thỏa mãn được các yêu cầu của khách hàng. Khí khô có thành phần chủ yếu
là CH4 (≥ 90 %) và C2H4. Ngoài ra còn có lẫn các hydrocacbon nặng hơn và các khí
H2, CO2, N2, ... Tùy theo qui trình chế biến mà thành phần sản phẩm có thể thay đổi.
Tiêu chuẩn Khí khô thương phẩm được trình bày như trong bảng 5.3.
Bảng 5.3. Tiêu chuẩn khí khô thương phẩm
STT Tên chỉ tiêu Đơn vị tính
Mức chất
lượng
Phương
pháp thử
1
Nhiệt độ điểm sương ở 45
barG, nhỏ hơn
o
C 5
ASTM
D1142-95
2
Nhiệt độ điểm sương của
Hydrocacbon ở 45 barG, nhỏ
hơn
o
C 5
Tính toán
theo thành
phần khí
3
Hàm lượng tạp chất có đường
kính không lớn hơn 10mm,
không lớn hơn
ppm 30
Phương
pháp trọng
lượng
4
Hàm lượng lưu huỳnh tổng hợp
(H2S và Mercaptan), không lớn
hơn
ppm 36
ASTM
D2385-81
5 Hàm lượng lưu huỳnh ppm 24
ASTM
D4810-99
6
Nhiệt trị toàn phần, không nhỏ
hơn
MJ/m3
37÷47
ASTM
D3855-98
7
Thành phần khí
O2, nhỏ hơn ppm 7.5
ASTM
D1945-96
N2 và CO2, nhỏ hơn %mol 6.6
C1, lớn hơn %mol 95
C2+, nhỏ hơn %mol 5
5.3.2. Tiêu chuẩn Ethane thương phẩm:
Tiêu chuẩn Ethane thương phẩm được trình bày như trong bảng 5.4.

57. 47
Bảng 5.4. Tiêu chuẩn Ethane thương phẩm
STT Tên chỉ tiêu Đơn vị tính Mức chất lượng
1 Hàm lượng C2, min %m 96
2 Hàm lượng C1, max %m 2
3 Hàm lượng C3+, max %m 2
4 Hàm lượng S ppm 400
5.3.3. Tiêu chuẩn LPG thương phẩm:
Khí hóa 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 bão hoà) ở một nhiệt độ nhất định để tồn chứa,
vận chuyển. Khi từ thể khí chuyển sang thể lỏng thì thể tích của nó giảm khoảng 250
lần.
Thành phần hoá học chủ yếu của LPG là các cấu tử C3 và C4 gồm có:
Propan (C3H8): 60 % mol.
Butan (C4H10): 40 % mol.
Ngoài ra LPG còn chứa một lượng nhỏ cấu tử Ethane và Pentane, … và chất tạo
mùi Mercaptan (R-SH) với tỷ lệ phối trộn nhất định để khi rò rỉ có thể nhận biết. Tất
cả các cấu tử đều tồn tại ở dạng lỏng, dưới áp suất trung bình và nhiệt độ môi trường.
Đối với LPG đóng bình thì tuỳ theo điều kiện môi trường sử dụng từng vùng, từng
nước mà yêu cầu thành phần của các cấu tử C3, C4 khác nhau. Ví dụ đối với những
vùng có khí hậu lạnh, để đảm bảo khả năng hoá hơi khi sử dụng thì yêu cầu hàm
lượng cấu tử C3 nhiều hơn C4. Và những nước có khí hậu nóng thì ngược lại.
Đối với nhu cầu công nghiệp, chất lỏng thường được hoá hơi nhờ thiết bị gia nhiệt
bên ngoài hỗ trợ. Thành phần của sản phẩm LPG chủ yếu vẫn là C3 và C4. Tiêu chuẩn
LPG thương phẩm được trình bày trong bảng 5.5.
Bảng 5.5. Tiêu chuẩn LPG thương phẩm
STT Tên chỉ tiêu
Đơn vị
tính
Mức chất lượng Phương
pháp thửPropane Butane BuPro
1
Áp suất hơi bão
hòa 37.8o
C, tối
đa
kpa 1430 480 1430
ASTM
D1267-95
2
Hàm lượng lưu
huỳnh max
ppm 185 140 140
ASTM
D2784-98

58. 48
3
Hàm lượng nước
tự do
%KL Không có
Quan sát
bằng mắt
thường
4
Thành phần
Hàm lượng
Ethane
%mol
Số liệu
báo cáo
- -
ASTM
D2163
Hàm lượng
Butadien, max
%mol 0.5 - -
Hàm lượng C5+,
max
%mol - 2.0 2.0
Olefin %mol 0.5
5
Thành phần cặn
sau khi bốc hơi
100ml, max
ml 0.05 0.05 0.05
ASTM
D2158-97
5.3.4. Tiêu chuẩn Condensate thương phẩm:
Condensate là hỗn hợp các hydrocacbon lỏng dễ bay hơi, có màu vàng rơm. Các
hydrrocacbon này có phân tử lượng lớn hơn Propane và Butane, được gọi chung là
C5+.Condensate thường được tách ra từ khí đồng hành hoặc khí tự nhiên. Trong điều
kiện nhiệt độ và áp suất dưới mỏ Condensate tồn tại ở dạng khí, sau khi khai thác lên
ở điều kiện thường nó tồn tại dưới dạng lỏng. Vì vậy nó được gọi là khí ngưng tụ.
Thành phần cơ bản của Condensate là hydrocacbon no. Condensate còn chứa
hydrocacbon mạch vòng, các nhân thơm, một số chất như H2S, Mercaptan, các muối
vô cơ, các kim loại nặng, ... Các tạp chất này ảnh hưởng rất lớn tới giá trị sử dụng của
Condensate do ảnh hưởng của chúng tới quy trình công nghệ chế biến.
Để đảm bảo các đặc tính kinh tế, kỹ thuật vận chuyển, tàng trữ và chế biến
Condensate phải được ổn định theo các tiêu chuẩn thương mại, trong đó quan trọng
nhất là tiêu chuẩn áp suất hơi bão hoà. Tiêu chuẩn Condensate thương phẩm được
trình bày như trong bảng 5.6.
Bảng 5.6. Tiêu chuẩn Condensate thương phẩm
STT Tên chỉ tiêu
Đơn vị
tính
Mức chất lượng
Phương
pháp thử
1 Tỷ trọng ở 15o
C kg/l Số liệu báo cáo
ASTM
D1298-99

59. 49
2
Áp suất hơi bão hòa ở
37.8o
C
psi 12.1
ASTM
D323.99
3 Hàm lượng lưu huỳnh, max %m 0.15
ASTM
D1266-98
4 Hàm lượng nước tự do % thể tích Không có
ASTM
D95-99
5 Tổng hàm lượng acid, max MgKOH/g 0.033
ASTM
D974-95
6 Trị số Octan min 55
ASTM
D2699-
95a
7
Chưng cất
IBP, max o
C 45
ASTM
D86-96
FBP, max o
C 180
Hàm lượng cặn và hao hụt,
max
%Vol 2.5
5.4. Mô phỏng:
Trong phạm vi đồ án này, tôi lựa chọn phương trình trạng thái Peng-Robinson để
tính toán. Mặc dù HYSYS cho phép lựa chọn các phương trình trạng thái phiên bản
cải tiến của Peng-Robinson (như Soave-Redlich-Kwong hay PRSV) nhưng những
phương trình này chỉ nên áp dụng khi yêu cầu độ chính xác cao và có một số giới
hạn về áp suất, nhiệt độ tối đa của dòng công nghệ. Sự giới hạn này được trình bày
trong bảng 5.7.
Bảng 5.7. So sánh giới hạn của phương trình trạng thái PR và SRK
Phương trình
Nhiệt độ Áp suất
(o
F) (o
C) (Psia) (kPa)
PR > - 456 >-271 < 15,000.00 < 100,000.00
SRK > - 225 >-143 < 5,000.00 < 35,000.00

60. 50
5.4.1. Thực hiện mô phỏng:
Sử dụng Aspen HYSYS làm công cụ để mô phỏng ta thu được kết quả như sau:
Hình 5.1. Sơ đồ mô phỏng tổng của nhà máy
Seperation Unit – Cụm tách khí đầu vào; Acid Gas Cleaning Unit – Cụm loại bỏ CO2, H2S; Dehydration Unit – Cụm tách nước;
ColdBox Unit – Cụm tách khí khô; LPG Unit – Cụm tách Ethane, LPG và Condensate.

61. 51
Hình 5.2. Sơ đồ mô phỏng cụm Seperation Unit
SlugCatcher – Thiết bị tách đầu vào; V-02 – Thiết bị tách 2 pha; VLV-100 – Van giảm áp; V-01 – Thiết bị tách 3 pha; K-100 – Máy
nén.

62. 52
Hình 5.3. Sơ đồ mô phỏng cụm Stabilizer Unit
Stabilizer – Tháp ổn định.

63. 53
Hình 5.4. Sơ đồ mô phỏng cụm Acid Gas Cleaning Unit
V-100 – Thiết bị tách 2 pha; Contactor Twr – Tháp hấp thụ; VLV-100, VLV-01 – Van giảm áp; H flash Drum, M flash drum – Bình
tách 2 pha; Regen Twr – Tháp giải hấp; P-100 – Bơm; Cooler 01 – Thiết bị làm lạnh; Heat Exchanger 00 – Thiết bị trao đổi nhiệt
dạng ống.

64. 54
Hình 5.5. Sơ đồ mô phỏng cụm Dehydration Unit
Do HYSYS chưa có khả năng mô phỏng cụm thiết bị tách nước nên ta sẽ sử dụng Compoment Splitter để mô phỏng cho cụm này

65. 55
Hình 5.6. Sơ đồ mô phỏng cụm ColdBox Unit
E-100 – Thiết bị trao đổi nhiệt dạng ống; Cooler 00, 01, 02, Chiller 00 – Thiết bị làm lạnh; K-100, Comp – Máy nén; LNG-100,
LNG-101 – Thiết bị trao đổi dạng tấm; C-01 – Tháp tách Demethanzier; VLV-100, VLV-101 – Van giảm áp;
Expander 00, Comp 01- Turbo Expander.

66. 56
Hình 5.7. Sơ đồ mô phỏng cụm LPG Unit
VLV-100, VLV-101 – Van giảm áp; C-02 – Tháp tách Deethanzier; C-03 – Tháp tách Debutanzier; Heater 00 – Thiết bị gia nhiệt.

67. 57
Ở Seperation Unit, dòng công nghệ FeedStock có thành phần được khai báo như
bảng 5.1 sẽ đi vào nhà máy với áp suất 110 bar nhiệt độ 20o
C. Các thông số mô phỏng
hiệu chỉnh trong cụm này được trình bày như bảng dưới:
To VLV-00
Liq To V-
01
To AGCU V-01 Liq
q
Nhiệt
độ(o
C)
20 9.444 21.14 25.96
-
Áp suất
(bar)
110 45 110 45
-
Lưu lượng
(m3
/d)
367,100 367,100 9,775,000 216,100
-
Công
(kJ/h)
- - - -
1,500,000
Ở Stabilizer Unit, dòng lỏng V-01 đi từ cụm Seperation Unit sang sẽ được chưng
một lần nữa qua tháp chưng cất Stabilizer để tách lượng lỏng còn sót lại.
Thông số hoạt động của tháp được trình bày như bảng dưới
Stabilizer Twr
Số đĩa 20
Nhiệt độ đỉnh 25.81 C
Nhiệt độ đáy 94.23 C
Áp suất đỉnh 44 Bar
Áp suất đáy 45 Bar
Chênh áp Reboiler 20 kPa
Ở Acid Gas Cleaning Unit, các thông số mô phỏng được trình bày như sau:
Tháp Contactor Twr
Số đĩa 20
Nhiệt độ đỉnh 35 C
Nhiệt độ đáy 70 C
Áp suất đỉnh 44 Bar
Áp suất đáy 45 Bar
Tháp Regen Twr
Số đĩa 18
Nhiệt độ đỉnh 100 C
Nhiệt độ đáy 125 C
Áp suất đỉnh 190 kPa
Áp suất đáy 220 kPa