BỘ GIÁO DỤC VÀ ĐÀO TẠO TRƯỜNG ĐẠI HỌC BÀ RỊA-VŨNG TÀU ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG TRONG NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ TỪ NGUỒN KHÍ SƯ TỬ TRẮNG VỚI NĂNG SUẤT NHẬP LIỆU 10 TRIỆU SM3/NGÀY Trình độ đào tạo: Đại học quy Ngành: Công Nghệ kỹ thuật hóa học Chuyên ngành: Hóa dầu Người hướng dẫn : Tiến sĩ Lê Công Tánh Sinh viên thực hiện: Nguyễn Thành Luân MSSV: 1152010122 Lớp: DH12HD TP Hồ Chí Minh, năm 2016 LỜI CAM ĐOAN Tôi xin cam đoan công trình nghiên cứu tính toán thiết kế riêng hướng dẫn Tiến sĩ Lê Công Tánh Các số liệu kết nghiên cứu đồ án tốt nghiệp trung thực không trùng lặp với đề tài khác Nếu có chép số liệu kết quả, xin chịu trách nhiệm TP Hồ Chí Minh, ngày tháng năm 2016 Sinh viên thực Nguyễn Thành Luân LỜI CẢM ƠN Trong thực tế sống công việc, học tập hay tất lĩnh vực khác, thành công mà không giúp đỡ hỗ trợ từ người xung quanh Cũng có giúp đỡ hỗ trợ suốt quãng thời gian qua nên em hoàn thành đồ án tốt nghiệp “ Tính toán, thiết kế cụm phân xưởng tách LPG nhà máy chế biến khí từ nguồn nguyên liệu khí Sư Tử Trắng với suất nhập liệu 10 triệu Sm3/ngày” cách tốt đẹp Em xin gửi lời cảm ơn chân thành đến Tiến Sĩ Lê Công Tánh , Kỹ sư Nguyễn Thế Thịnh tập thể tất anh, chị Phòng Công Nghệ thuộc Tổng công ty Tư Vấn Thiết Kế Dầu Khí (PVE) tận tình giúp đỡ, tạo điều kiện tốt để em hoàn thành trình xây dựng đồ án Nếu hỗ trợ anh chị, em nghĩ đồ án khó mà hoàn thành Một lần em xin chân thành cảm ơn Trong suốt thời gian thực tập công ty phòng Công nghệ, thân em học hỏi nhiều tác phong làm việc nhận hạn chế thiếu sót kiến thức thân Trong thời gian thực tập công ty, thân em bộc lộ nhiều hạn chế kiến thức học mà thời gian tiến độ làm việc Tuy nhiên, lần làm việc tiếp xúc với môi trường chuyên nghiệp, đại nên em không tránh khỏi hạn chế Bản thân em cố gắng xem hạn chế học để cố gắng, phấn đấu công việc sống sau Bài báo cáo đồ án hoàn thành ngày cuối đợt thực tập Bắt đầu vào tìm hiểu xây dựng tính toán thiết bị ngành công nghiệp dầu khí, kiến thức em hạn chế nhiều bỡ ngỡ Do vậy, chắn sai sót tránh khỏi, em mong nhận ý kiến đóng góp từ anh chị Phòng Công Nghệ thuộc Tổng Công ty Tư Vấn Thiết Kế Dầu Khí thầy cô khóa Hóa Công Nghệ Thực Phẩm trường Đại Học Bà Rịa – Vũng Tàu người dìu dắt truyền đạt kiến thức cho em để kiến thức em lĩnh vực này ngày hoàn thiện Sau cùng, em xin kính chúc tập thể quý anh chị thuộc Phòng Công Nghệ, Tiến Sĩ Lê Công Tánh, Kỹ sư Nguyễn Thế Thịnh quý thầy cô Khoa Hóa Học Công Nghệ Thực Phẩm đại học Bà Rịa – Vũng Tàu thật dồi sức khỏe để tiếp tục thực tốt công việc sứ mệnh Trân trọng TP Hồ Chí Minh, ngày 05 tháng năm 2016 Sinh viên thực Nguyễn Thành Luân MỤC LỤC MỤC LỤC ii DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT iv DANH MỤC BẢNG v DANH MỤC HÌNH vi LỜI MỞ ĐẦU CHƯƠNG 1: GIỚI THIỆU VỀ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ NGÀNH CÔNG NGHIỆP KHÍ 1.1 Giới thiệu ngành công nghiệp khí Việt Nam 1.2 Dự án: Nam Côn Sơn nhà máy GPP 1.3 Hoạt động phân xưởng tách LPG CHƯƠNG 2: THIẾT KẾ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG 2.1 Thiết kế, mô sơ nhà máy chế biến khí 2.1.1 Thiết kế sơ đồ hoạt động 2.1.2 Chọn thiết bị tách lỏng đầu vào nhà máy 2.1.3 Chọn hệ thống sấy khí 2.1.4 Lựa chọn công nghệ làm lạnh khí đầu vào sau ổn định condesat 2.1.5 Lựa chọn sơ đồ phân tách sản phẩm [2,tr 321] 10 2.2 Phân xưởng tách LPG nhà máy chế biến khí 12 2.2.1 Hoạt động phân xưởng tách LPG 12 2.2.2 Các thiết bị phân xưởng tách LPG 13 2.3 Phương pháp tính toán cho cụm tách LPG 17 2.3.1 Tính toán cân pha [12,tr 32] 17 2.3.2 Tính toán cân vật chất cho tháp chưng cất 18 ii 2.3.3 Cân nhiệt cho tháp chưng cất 19 2.3.4 Tính toán thông số hoạt động tháp 20 2.3.5 Tính toán thông số kỹ thuật tháp chưng cất 22 CHƯƠNG 3: TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CHO CỤM TÁCH LPG 25 3.1 Nguyên liệu, sản phẩm 25 3.2 Tính toán thông số hoạt động tháp 29 3.2.1 Thông số hoạt động đỉnh tháp 29 3.2.2 Thông số hoạt động đáy tháp 33 3.3 Tính toán thông số làm việc tháp 37 3.3.1 Tính số đĩa lý thuyết tháp theo phương pháp FUG 37 3.3.2 Tính toán hiệu suất đĩa số đĩa làm việc thực tế 41 3.4 Tính toán thông số kỹ thuật tháp 43 3.4.1 Tính toán cân cho tháp 43 3.4.2 Tính toán thông số kĩ thuật tháp 44 3.4.3 Tính toán khí tháp 51 3.4.4 Tính toán thiết bị phụ trợ 59 CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN CHI PHÍ 73 4.1 Tính toán sơ lượng nguyên liệu sử dụng: 73 4.2 Tính sơ chi phí vật liệu tháp LPG: 74 KẾT LUẬN 75 TÀI LIỆU THAM KHẢO 76 PHỤ LỤC 78 Phụ lục 1: Bản vẽ chi tiết tháp tách LPG 78 Phụ lục 2: Sơ đồ công nghệ nhà máy GPP 79 iii DANH MỤC TỪ VIẾT TẮT LPG: Liquefied Petroleum Gas GDC: Trung tâm phân phối khí Phú Mỹ GPP: Chế độ GPP cho nhà máy chế biến khí iv DANH MỤC BẢNG Bảng 2.1 Thành phần dòng nguyên liệu: Bảng 2.2 Tính chất dòng nguyên liệu Bảng 2.3 Nhiệt độ điểm sương chất hấp phụ Bảng 2.4 Ký hiệu đại lượng 17 Bảng 2.5 So sánh đĩa loại lỗ đĩa loại van 23 Bảng 3.1 Thành phần nguyên liệu vào tháp LPG 25 Bảng 3.2 Điều kiện dòng nguyên liệu 26 Bảng 3.3 Thành phần phân tách (gần đúng) 27 Bảng 3.4 Nồng độ phần mol lưu lượng cấu tử 27 Bảng 3.5 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ đỉnh tháp 29 Bảng 3.6 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ condenser 31 Bảng 3.7 Số liệu liên quan đến tính toán đáy tháp 33 Bảng 3.8 Số liệu liên quan đến tính toán nhiệt độ reboiler 35 Bảng 3.9 Điều kiện hoạt động tháp 36 Bảng 3.10a Kết xác định hệ số φ 38 Bảng 3.10b Kết xác định số hồi lưu tối thiểu 39 Bảng 3.11 Kết mô cho đĩa tháp 44 Bảng 3.12 Tải trọng đĩa tháp (phần luyện) 46 Bảng 3.13 Thông số đáy nắp thiết bị 51 Bảng 3.14 Kích thước bích ghép đáy, nắp 52 Bảng 3.15 Thông số bích ghép ống dẫn 53 Bảng 3.16 Kích thước chân đỡ ( mm) 56 Bảng 3.17 Kích thước tai treo 57 Bảng 3.18 Các thông số cho tháp tách LPG 58 Bảng 4.1 Sơ chi phí tháp tách LPG 74 v DANH MỤC HÌNH Hình 1.1 Các vùng mỏ khí Việt Nam Hình 1.2 Triển vọng cung- cầu LPG nước năm 2020 Hình 2.1: Sơ đồ cho nhà máy xử lý khí Hình 2.2 Sơ đồ mô tả hệ thống làm lạnh khí nguyên liệu Hình 2.3 Sơ đồ hoạt động nhà máy chế biến khí………………………………11 Hình 2.4 Sơ đồ đơn giản tháp chưng cất 13 Hình 2.5 Minh họa condenser 15 Hình 2.6 : Một số dạng reboiler 16 Hình 2.7 Mô tả Reboiler dạng Thermosiphon 16 Hình 3.1 Sơ đồ làm việc đỉnh tháp condenser 29 Hình 3.2 Đáy, nắp thiết bị 51 Hình 3.3 Bích ghép thân với đáy, nắp 52 Hình 3.4 Bích ghép thân thiết bị với ống dẫn 53 Hình 3.5 Mô tả chân đỡ tháp 56 Hình 3.6 Mô tả tai treo thiết bị 57 vi Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân LỜI MỞ ĐẦU Hiện nay, nguồn cung cấp khí đốt cho hộ tiêu thụ khu vực Đông Nam Bộ chủ yếu từ hai bể Nam Côn Sơn Cửu Long [18] Tuy nhiên sụt giảm đáng kể sản lượng chất lượng nguồn cung cấp khí này, nên nhu cầu cấp thiết đặt phải tìm kiếm nguồn cung cấp với trữ lượng lớn ổn định đạt yêu cầu chất lượng tốt tương lai Quá trình thăm dò khai thác thử cho tín hiệu tốt vùng bể Cửu Long với kiện đón nhận dòng sản phẩm khí mỏ Sư Tử Trắng vào ngày 15/11/2012 [20] Dự kiến Mỏ Sư Tử Trắng có trữ lượng tới 170 tỉ m3 khí so với khoảng 58 tỉ m3 khí với sản lượng khai thác 2,7 tỉ m3/năm mỏ Lan Tây Lan Đỏ nằm bồn trũng Nam Côn Sơn[19] Xuất phát từ nhu cầu sản lượng khí đốt sản phẩm khí LPG tăng đáng kể lượng cung cấp lại có chiều hướng giảm năm tới nên việc vận hành đưa vào hoạt động Dự án khí Nam Côn Sơn ( nguồn khí từ mỏ bể Nam Côn Sơn Cửu Long) cần thiết Ở thời điểm nước ta có hai nhà máy chế biến khí Dinh Cố Nam Côn Sơn hoạt động Từ nhu cầu thực tế đồng ý chấp thuận trường Đại Học Bà Rịa – Vũng Tàu Tiến Sĩ Lê Công Tánh, chọn đề tài: “ TÍNH TOÁN, THIẾT KẾ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG TRONG NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ TỪ NGUỒN KHÍ SƯ TỬ TRẮNG VỚI NĂNG SUẤT NHẬP LIỆU 10 TRIỆU SM3/NGÀY” Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân + ∑ ri nhiệt trở thành ống lớp cáu - Xác định hệ số cấp nhiệt dòng sản phẩm đáy bên ống: Chọn vận tốc dòng sản phẩm đáy là: v = 30 m/s Với ống có đường kính 21 mm chọn chiều dày lớp cặn bám bên dc = x 0,5mm, ta có d = dtr – dc = 0,02 m Ở nhiệt độ ttb = , = , = 215,850C thông số dòng sản + Khối lượng riêng:  = 568,8 kg/m3 phẩm đáy tháp là: + Độ nhớt động học: μB = 1,49.10-4 Ns/m2 + Hệ số dẫn nhiệt: B = 5,49.10-2 W/m.độ + Nhiệt dung riêng: cB = 2,917 kJ/kg.độ Chuẩn số Reynolds: Re = = , , = 2290469,799 > 104 chế độ chảy rối Công thức xác định chuẩn số Nusselt có dạng: Nu = 0.02 Chọn = ; Pr , Re Pr , , (3.12) chuẩn số Pr dòng nhập liệu nhiệt độ trung bình vách; chuẩn số Pr dòng sản phẩm đáy là: Pr =  = , , , −t ) = 7,92 => Nu = 5376.321/Pr Hệ số cấp nhiệt dòng sản phẩm đáy ống là: =  = 14758.002/Pr Lượng nhiệt cần cấp phía dòng sản phẩm đáy là: qw = Với (t nhiệt độ vách tiếp xúc với dòng sản phẩm đáy ống - Nhiệt tải qua thành ống lớp cáu: qt = ∑ ,W/m2 (3.14) 65 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân nhiệt độ tiếp xúc với thành ống phía bên Với ∑ =  + rc (3.15) + : bề dày thành ống, trường hợp 0,002 m +  : hệ số dẫn nhiệt thép không gỉ 17,5 W/m.độ + rc : nhiệt trở trung bình ống với Hot Oil bên ống 1,16.10 -3 m 2.độ/W Trở nhiệt ống với dòng sản phẩm bên 0,387.10-3 m2.độ/W ( Bảng V.1 [9,tr 4]) Suy qt = 601,934.(t = 1,661.10-3 m2.độ/W ) với ∑ − t - Xác định hệ số cấp nhiệt dòng dầu nóng bên ống: Chọn vận tốc dòng Hot oil chaỷ bên ống là: v = 17 m/s Chuẩn số Reynolds: Re = = , = 3240909,091 > 104 chế độ chảy rối Công thức xác định chuẩn số Nusselt có dạng: Nu = 0.025 Hệ số Re , Pr , , tham khảo từ bảng V.2 [9,tr 16] Do tỉ lệ l/d > 50 nên Thay giá trị tính toán (*) ta có Nu = 11015,447/Pr = Hệ số cấp nhiệt dòng sản phẩm đáy ống là: =  = 51992,912/Pr Lượng nhiệt cần cấp phía dòng sản phẩm đáy là: q = α.(t − t ) Với nhiệt độ vách tiếp xúc với dòng sản phẩm đáy ống Chọn nhiệt độ tw2 = 221,1430C ta có thông số dòng sản phẩm đáy nhiệt độ là: + Độ nhớt động học: μB = 1,43.10-4 Ns/m2 + Hệ số dẫn nhiệt: B = 5,39.10-2 W/m.độ 66 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân + Nhiệt dung riêng: cB = 2,949 kJ/kg.độ => Pr = = 7,84 =>  = 51992,912 (t w2 − ttbD ) = 17006,109 ( W/m2) , = qt = 14005,530(W/m2) Xem mát không đáng kể nên : => tw1 = tw2 + = 249,3950C Tại nhiệt độ ta tra chuẩn số 601,934 Pr dòng dầu nóng gia nhiệt Pr = 14,1 => qdau = 14758.002 Pr , − ( w Kiểm tra sai số  = = 16220,830 ( W/m2) 1) dau w = 17006,109 −16220,830 % 17006,109 = % < 5% coi chấp nhận = 249,40C; Vậy: t Suy ra: =221,1 0C t = 26831,15 (W/m2.độ); = 3212,94(W/m2.độ) Nên ta có hệ số truyền nhiệt K K = 497,633 (W/m2.độ) Bề mặt truyền nhiệt trung bình bằng: Ftb = = ∆ = 2921,97 m 497,633.22,16 Với ống dài 2m, số ống trao đổi nhiệt là: L= = 2921,97 , , = 20220 ống Bố trí thành thiết bị nối tiếp để giảm độ cồng kềnh hệ thống Chọn thiết bị xếp vỏ ống với số vòng lục giác đồng tâm b= 47 Ta có số ống cho thiết bị N = 3(b2+b) +1 = 6769 ống Số thiết bị nối tiếp n = 20220/6769 ≈ Với bước ống 0,02 m Ta có đường kính chùm ống xác định theo công thức 3.17 [11,tr 223]: với: +b= D’ = 2(m-1). + 4.d (3.17) : số vòng bố trí ; + : Khoảng cách bố trí hai ống + d0 : đường kính ống 67 Đồ án tốt nghiệp Suy ra: SVTH: Nguyễn Thành Luân D’ = 2b. + 4.d0 = 2.47.0,02 + 4.0,025 = 1,98 m Bố trí vỏ thiết bị với khoảng cách từ vỏ đến ống tính theo công thức 3.18 [11,tr 222]: D’’ = - b.h  (3.18) Với: h : chiều cao hình tam giác bố trí ống D’ : đường kính chùm ống Suy ra: D’’ = - b.h = 1,98 – 47.0,01 = 0,52 m Vậy thiết bị ngưng tụ chia làm thiết bị nối tiếp bố trí lục giác dạng ống chùm có vỏ bọc với đường kính vỏ D = D’ + 2D’’= 2,5 m ; chiều cao H = 2m c, Tính toán thiết bị trao đổi nhiệt dòng nhập liệu với sản phẩm đáy: Chọn thiết bị trao đổi nhiệt dòng nhập liệu sản phẩm đáy thiết bị truyền nhiệt ống lồng ống.Ống truyền nhiệt làm thép X18H10T, kích thước ống 2,5x0,2 mm dài 2m , kích thước ống 3,8 x 0,2 mm Dòng nhập liệu ống 2,5x0,2 với nhiệt độ đầu tF = 136,6 0C Dòng sản phẩm đáy ống 3,8x0,2 với nhiệt độ đầu t = 233,1 0C nhiệt độ cuối là: t′ = 138,9 0C Tính chất hóa lý sản phẩm đáy nhiệt độ trung bình ttb = 1860C ( dựa kết mô máy tính) : + Nhiệt dung riêng: CD = 2,747 kJ/kg.độ + Khối lượng riêng:  = 606 kg/m3 + Độ nhớt động học: μN = 1,89.10 -4 Ns/m2 + Hệ số dẫn nhiệt: N = 7,35.10-2 W/m.độ + Ẩn nhiệt hóa r = 696,4 kJ/Kg Thông qua trình mô ta chọn nhiệt độ sau qua thiết bị trao đổi nhiệt dòng nguyên liệu là: t’F = 198 0C Tính chất hóa lý dòng nhập liệu nhiệt độ trung bình ttb = 167,30C là: + Nhiệt dung riêng: CD = 2,67 kJ/kg.độ + Khối lượng riêng:  = 181 kg/m + Độ nhớt động học: μN = 1,53.10 -4 Ns/m2 68 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân + Hệ số dẫn nhiệt: N = 5,58.10-2 W/m.độ + Ẩn nhiệt hóa r = 928,2 kJ/Kg Theo tính toán mô máy tính ta được: - Suất lượng dòng sản phẩm đáy: Gd = 2,512.10 kg/h - Suất lượng dòng nhập liệu: GF = 2,879.105 kg/h Suy lượng nhiệt tải : Q = Gd.CD.td = 2,512.10 5.2,747.(233,1- 138,9) = 65.106 KJ/h *Nhiệt độ trung bình logarit ( truyền nhiệt ngược chiều) : ∆t = ( ) ( , , , ) = 12,035 (0C) , , , *Xác định hệ số truyền nhiệt K K= Với: + + (3.11) ∑ hệ số cấp nhiệt dòng nhập liệu (W/m2.độ) hệ số cấp nhiệt dòng sản phẩm đáy (W/m2.độ) + ∑ ri nhiệt trở thành ống lớp cáu - hệ số cấp nhiệt dòng nhập liệu (W/m2.độ) a Vận tốc dòng nhập liệu ống là: v = 10 m/s Chuẩn số Reynolds: Re = = , = 236601,307 > 104 chế độ chảy rối Công thức xác định chuẩn số Nusselt có dạng: Nu = 0.021 Chọn = ; Pr Re , Pr , (3.12) chuẩn số Pr dòng nhập liệu nhiệt độ trung bình cảu vách; chuẩn số Pr dòng nhập liệu là: PrF = => Nu = 890,217/Pr ,  = , , , = 7,3 Hệ số cấp nhiệt dòng nhập liệu ống theo công thức 3.13: =  = 2483,705/Pr Nhiệt tải phía dòng nhập liệu là: q F = ( tiếp xúc với dòng nhập liệu ống nhỏ 69 − ) Với nhiệt độ vách Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân - Nhiệt tải qua thành ống lớp cáu theo công thức 3.14: qt = Với ,W/m2 ∑ nhiệt độ tiếp xúc với thành ống phía bên ∑ = + ∑rc  (3.15) + : bề dày thành ống, trường hợp 0,002 m +  : hệ số dẫn nhiệt thép không gỉ 17,5 W/m.độ + rc : nhiệt trở lớp cặn bẩn bám bề mặt bên ống ( khoảng 0,5 mm) theo bảng V.1 [7] ta có nhiệt trở 0,387.10 -3m2.độ/W Suy ∑ = 5,013.10-4 => q t = 1994,870.(t − t ) - Hệ số cấp nhiệt sản phẩm đáy bên ống nhỏ: Ta có vận tốc sản phẩm đáy bên là: 10,5 m/s Đường kính tương đương tiết diện dòng chảy là: dtd = Dtr – d ng = 0,009 (m) Chuẩn số Reynolds: Re = = , , , = 303000 > 104 chế độ chảy rối Công thức xác định chuẩn số Nusselt có dạng: Nu = 0.021 Chọn = ;Pr Re , Pr , , (3.12) chuẩn số Pr dòng sản phẩm đáy nhiệt độ trung bình vách; chuẩn số Pr dòngsản phẩm đáy là: Pr = 7,06 => Nu = 1071,32/Pr (theo công thức 3.13) Hệ số cấp nhiệt dòng sản phẩm đáy ống là: Nhiệt tải phía dòng nhập liệu là: = ( − = 8749,113/Pr ) Với nhiệt độ vách tiếp xúc với dòng sản phẩm đáy - Chọn t = 183,40C Tính toán mô thông số dòng sản phẩm đáy nhiệt độ là: + Nhiệt dung riêng: CD = 2,73 kJ/kg.độ + Độ nhớt động học: μD = 1,94 10-4 Ns/m2 70 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân + Hệ số dẫn nhiệt: D = 7,6.10 -2 W/m.độ => Pr = = 6,96 =>  , = , −t (t , )= , (186 − 183,4) = 14005,530 ( W/m2) = qt = 14005,530(W/m2) Xem mát không đáng kể nên : => t =t − = = 176,379 0C là: =2,685 kJ/kg.độ + Nhiệt dung riêng: => Pr , = 176,379 0C, ta có thông số dòng nhập liệu để tính toán Tại nhiệt độ t chuẩn số Pr , = 183,4 - , + Độ nhớt động học: = 4,41.10-4 Ns/m2 + Hệ số dẫn nhiệt:  = 6,41.10-2 W/m.độ , = 6,928 => qF =  , ( − )= , , (176,379 − 167,3) 13899,258 ( W/m2) Kiểm tra sai số  = = , , % = % < 5% coi chấp nhận , Vậy: t Suy ra: = 183,4 0C; t = 176,379 0C = 1530,886 (W/m2.độ); = 5386,74(W/m2.độ) Hệ số truyền nhiệt K là: K= = ∑ , , = 745,236 (W/m2.độ) , Bề mặt truyền nhiệt trung bình bằng: Ftb = ∆ = , , = 2013.1265 m Chiều dài ống trao đổi nhiệt là: L= = , , = 27860,7786 m , Chọn bố trí ống theo hình tròn, với ống dài m Bố trí theo hình tròn với số vòng tròn b = 35 Số ống vòng goài thiết bị 210 ống Tổng số ống thiết bị : 3780 ống 71 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Với chiều dài ống m, xếp chồng thành 3780 ống bố trí theo hình tròn ta có chiều dài đường ống: L’ = 3780 x = 7560 m Số cụm trao đổi nhiệt ứng với chiều dài L’ là: n = = , = 4,04 Chọn số cụm bố trí với cách bố trí xếp ống theo hình tròn Đường kính cụm tính theo công thức 3.17: D’ = 2b. + 4.d0 = 2.35.0,02 + 4.0,038 = 1,552 m Suy thiết bị trao đổi nhiệt chia làm cụm bố trí hình tròn dạng ống lồng ống xếp chồng thành hình tròn với đường kính cụm D = D’ = 1,6 m; chiều cao H = 2m 72 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân CHƯƠNG 4: TÍNH TOÁN CHI PHÍ 4.1 Tính toán sơ lượng nguyên liệu sử dụng: Khối lượng thép X18H10T cần dùng là: 16898,667 kg ( theo ***) Lượng bulong cần dùng cho bích ghép (được nêu bảng 3.15 3.16): + M42: 48 x + 76 x = 296 + M16: 40 + M22: Bulong dầm đỡ đĩa: 95 x 12 + 47 x 16 = 1892 Lượng bulong tổng cộng: 2236 ≈ 2500 Chiều dài ống dẫn tính dựa số ống thiết bị trao đổi nhiệt, ngưng tụ sản phẩm đỉnh thiết bị tái đun Xem công thức 4.1: N = n x N’ (4.1) Với : N: số ống cần thiết N’: số ống cho thiết bị, cụm thiết bị n: số lượng thiết bị Từ công thức 4.1 ta có: - Số ống 25x2 cho condenser là: N = 6769 x = 40614 - Số ống 25x2 cho reboiler là: N = 6769 x = 20307 - Số ống 25x2 cho thiết bị trao đổi nhiệt dòng sản phẩm đáy nhập liệu: N = 7560 x = 30240 - Số ống 38x2 cho thiết bị trao đổi nhiệt dòng sản phẩm đáy nhập liệu: N = 7560 x = 30240 Tổng số ống cần thiết là: - Ống 25x2 mm : 91161 => chiều dài ống cần có: L = N x = 182322 m - Ống 38x2 mm: 30240 => chiều dài ống cần có: L = N x = 60480 m Ống dẫn sản phẩm tháp: - Ống dẫn đỉnh tháp: + Ống dẫn sản phẩm đỉnh có đường kính 10 cm 73 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân + Ống dẫn dòng hồi lưu đỉnh có đường kính 15 cm - Ống nạp liệu: + Dòng nạp liệu thứ qua ống có đường kính 10 cm + Dòng nạp liệu thứ hai qua ống có đường kính 12,5 cm - Ống dẫn đáy tháp: + Ống dẫn vị trí đĩa cuối có đường kính 12,5 cm + Ống dẫn dòng đun sôi trở lại đáy tháp có đường kính 10 cm Cua ống (thiết bị trao đổi nhiệt): 7560 x = 30240 4.2 Tính sơ chi phí vật liệu tháp LPG: Bảng 4.1 Sơ chi phí tháp tách LPG Vật liệu Thép thân tháp sus304 Ống dẫn Bulong Ống 25x2 Ống 38x2 Cua ống Số lượng Giá Thành Đơn giá Thành tiền 16898,667 2000 100000 3000 15000 20000 25000 2500 182322 60480 30240 Tổng Cộng 33797,334 VND Ghi 777338682 USD/tấn 600000 600000 cái/vnd 7500000 7500000 cái/vnd 2734830000 2734830000 m/vnd 1209600000 1209600000 m/vnd 756000000 756000000 cái/vnd 5485868682 238516.03 Vậy giá thành sơ (chưa tính chi phí gia công, nhân công chi phí khác) thiết bị khoảng 240,000 USD, tính toán tiêu hao ta làm tròn đến khoảng 240,000 USD 74 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân KẾT LUẬN Qua trình tính toán, thiết kế: - Đã thiết kế sơ đồ nhà máy GPP với suất nhập liệu 10 triệu m3 ngày từ nguồn khí Sư Tử Trắng - Tính toán chi tiết tháp tách LPG cụm GPP thiết kế, thông số hoạt động, kích thước - Tính toán sơ chi phí vật liệu ban đầu cho tháp LPG Các đặc tính kĩ thuật tháp LPG thiết kế sau: - Tháp hoạt động với nguyên liệu dòng khí loại C2- phần condensat ổn định Sản phẩm đỉnh hỗn hợp C3, C4 ( nguyên liệu để sản xuất LPG thương phẩm) - Tháp vận hành áp suất trung bình 15 bar nhiệt độ trung bình 129,210C Tỷ số hồi lưu đỉnh 4,19 Tháp có tống số đĩa 28, nhập liệu đĩa số 12 23 - Tháp có khác biệt đường kính đoạn chưng đoạn luyện 1,8 m m Chiều cao thiết bị 19 m Thành thiết bị dày 16 mm 26 mm với đoạn chưng đoạn luyện - Khoảng cách đĩa 24 in - Chi phí vật tư ban đầu thiết bị khoảng 240000 USD 75 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân TÀI LIỆU THAM KHẢO TÀI LIỆU NƯỚC NGOÀI: Campbell J M (October 1994).Gas Conditioning and Processing Vol The Basic Principles Campbell Petroleum Series Normal, Oklahoma Campbell J M (October 1994).Gas Conditioning and Processing Vol The Equipment Campbell Petroleum Series Normal, Oklahoma Mohd Kamaruddin Abd Hamid HysysR: An Introduction to Chemical Engineering Simulation Kister H.Z (1990), Distillation Operation, McGraw – Hill, New York PVE Report (2015) DESIGN BASIS FOR NGL RECOVERY PVE Report (2015) STT Full field development – phase Detailed engineering and procurement engineering support services TÀI LIỆU TIẾNG VIỆT: Phạm Văn Bôn (2003) Quá trình thiết bị công nghệ hóa học thực phẩm tập Quyển Truyền nhiệt ổn định NXB Đại học Quốc Gia TP Hồ Chí Minh Tô Đăng Hải ( tháng 8/2006) Sổ tay trình thiết bị công nghệ hóa chất Tập NXB Khoa học kĩ thuật, 70 Trần Hưng Đạo – Hà Nội Tô Đăng Hải ( tháng 8/2006) Sổ tay trình thiết bị công nghệ hóa chất Tập NXB Khoa học kĩ thuật, 70 Trần Hưng Đạo – Hà Nội 10 Nguyễn Thị Minh Hiền ( Tháng 4/2010) Công nghệ chế biến khí tự nhiên khí đồng hành, NXB Khoa học Kĩ Thuật 70 Trần Hưng Đạo – Hà Nội 11 Phạm Xuân Toản (2003) Các trình thiết bị truyền nhiệt NXB Khoa học kĩ thuật, 70 Trần Hưng Đạo – Hà Nội 12 Nguyễn Hữu Tùng (2012) Kĩ thuật tách hỗn hợp nhiều cấu tử Tập Các nguyên lý ứng dụng, NXB Bách khoa – Hà Nội, Hà Nội 13 Nguyễn Hữu Tùng (2012) Kĩ thuật tách hỗn hợp nhiều cấu tử Tập Tính toán thiết kế, NXB Bách khoa – Hà Nội, Hà Nội 76 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân 14 Hồ Lê Viên ( 2006) Tính toán, Thiết kế chi tiết thiết bị hóa chất dầu khí, NXB Khoa học kĩ thuật 70 Trần Hưng Đạo – Hà Nội 15 Ths Nguyễn Thị Như Ý Giáo trình Nguyên lí hóa công nghiệp Đại học Bách Khoa Đà Nẵng Nguồn internet: 16 Kết tìm kiếm giá thép sus304 http://www.alibaba.com 17 Khí dầu mỏ hóa lỏng PVGas https://www.pvgas.com.vn/san-pham-va-dichvu/san-pham/khi-dau-mo-hoa-long 18 Lễ ký hợp đồng tổng thầu EPC cho nhà máy GPP2 Dự án Nam Côn Sơn PVGas 2011.https://www.pvgas.com.vn/tin-tuc/tin-hoat-dong-pv-gas/le-ky- hop-dong-tong-thau-epc-nha-may-gpp2-du-an-nam-con-son-2.14850 19 P.Dương Phát nguồn dầu khí trữ lượng lớn mỏ Sư Tử Trắng Báo Người Lao Động 2003 http://nld.com.vn/thoi-su-trong-nuoc/phat-hiennguon-dau-khi-tru-luong-lon-tai-mo-su-tu-trang 72792 20 Theo Petrotimes.Mỏ Sư Tử Trắng cho dòng khí https://www.pvoil.com.vn/vi-VN/zone/mo-su-tu-trang-cho-dong-khi-dautien/248/698 21 Ước tính VPBank (tháng 7/2014) VPS http://www.VPBS.com.vn 22 Hoahocngaynay.com Tìm hiểu chưng cất tháp chưng cất http://hoahocngaynay.com/vi/nghien-cuu-giang-day/hoa-hoc-nha-truong/1173tim-hieu-ve-chung-cat-va-thap-chung-cat 23 Reboiler Theo Wikipedia https://en.wikipedia.org/wiki/Reboiler 77 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân PHỤ LỤC Phụ lục 1: Bản vẽ chi tiết tháp tách LPG 78 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Phụ lục 2: Sơ đồ công nghệ nhà máy GPP 79 [...]... áp suất lần lượt là 22 bar và 15 bar Tại đây cac sản phẩm như Ethane, LPG và Condensat được tách ra 2.2 Phân xưởng tách LPG trong nhà máy chế biến khí 2.2.1 Hoạt động phân xưởng tách LPG Nhà máy chế biến khí được xây dựng nhằm thu hồi LPG từ nguồn nguyên liệu với hiệu suất thu hồi khoảng 80 – 99% C3 12 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Phân xưởng tách LPG được hoạt động dựa trên dòng nguyên liệu. .. động * Nguyên liệu Được thiết kế để thu hồi các sản phẩm Sale Gas, Etan và LPG cũng như phần condensat Nhà máy (GPP) thiết kế được nhập liệu từ nguồn nguyên liệu của mỏ khí Sư Tử Trắng với các thông số cơ bản [6]: Lưu lượng nguyên liệu : 10 triệu Sm3/ ngày đêm Áp suất: 70 barg Nhiệt độ: 25 degC Được phối trộn từ hai dòng thành phần với tỉ lệ 50:50: Bảng 2.1 Thành phần các dòng nguyên liệu: Thành phần... hiện nay Khí dầu mỏ hóa lỏng (LPG) là một nhóm các loại khí Hydro-Carbon, chủ yếu bao gồm Propane và Butane (gồm cả Iso-Butane), phát sinh từ quá trình lọc dầu thô hoặc chế biến khí tự nhiên, khí đồng hành [17] Hình 1.2 Triển vọng cung- cầu LPG trong nước cho đến năm 2020 [21] 4 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân CHƯƠNG 2: THIẾT KẾ NHÀ MÁY CHẾ BIẾN KHÍ VÀ CỤM PHÂN XƯỞNG TÁCH LPG 2.1 Thiết kế, mô... phỏng sơ bộ nhà máy chế biến khí Thiết kế, tính toán cấu hình cơ bản dựa trên các bước: 1 Sử dụng phần mềm Hysys[3] mô phỏng thành phần của nguyên liệu, xây dựng quy trình nhà máy GPP để tính toán hoạt động của tháp chưng cất tách LPG 2 Sử dụng các số liệu từ quá trình mô phỏng kết hợp với tính toán để xác định các thông số cơ bản của tháp tách LPG và các cụm công nghệ phụ trợ 2.1.1 Thiết kế sơ đồ hoạt... 463 471 478 486 531 Nhà máy được thiết kế làm 5 cụm : Cụm làm lạnh nguyên liệu sau khi phân tách, cụm ổn định condesat để tận thu LPG, cụm thu hồi SaleGas, cụm thu hồi etan và tách LPG với sản phẩm đáy là Condesat (C5+) Căn cứ vào đặc điểm thành phần nguyên liệu, cũng như yêu cầu của các sản phẩm sau khi phân tách [5] ta có thể lập sơ đồ cơ bản của nhà máy như hình 2.1 [10, tr 113]: Tách lỏng Làm ngọt,... được thiết kế có khả năng xử lí 10 triệu m3 khí/ ngày đêm cho 1 dây chuyền với chế độ phân tách LPG và có xem xét/nghiên cứu xây dựng, lắp đặt hệ thống thu hồi etan cùng hệ thống tách riêng propan trong tương lai .Từ Nhà máy xử lý khí GPP2, khí khô được vận chuyển qua tuyến ống đến Trung tâm phân phối Khí Phú Mỹ (GDC) để tiếp nhận và phân phối khí cho các hộ tiêu thụ (tuyến ống này đi song song và nằm trong. .. Thành phần sau phân tách được thể hiên ở bảng 3.3: Bảng 3.3 Thành phần phân tách (gần đúng) Cấu tử Nguyên liệu Đỉnh tháp Đáy tháp C1 100 100 0 C2 100 100 0 C3 100 98 2 i-C4 100 100 0 n-C4 100 99 1 C5 + 100 0 100 Kết hợp từ bảng 3.1 và bảng 3.3 ta có được thành phần sản phẩm đỉnh và đáy tháp trong bảng 3.4: Bảng 3.4 Nồng độ phần mol và lưu lượng của mỗi cấu tử Thành phần sau phân tách Cấu tử CO2 Nitrogen... sấy khí khí Tách Etan, LPG Hình 2.1: Sơ đồ cơ bản cho nhà máy xử lý khí 6 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân 2.1.2 Chọn thiết bị tách lỏng đầu vào nhà máy Đường ống NCS 2 được thiết kế để làm vận chuyển hai pha lỏng – khí Nguyên liệu đầu vào nhà máy là dòng nguyên liệu với nhiệt độ 250C, áp suất là 70 bar Ta có thể thấy ở điều kiện như trên một phần dòng khí đã hóa lỏng, nên cần phải có một thiết. .. hoạt động của nhà máy như hình 2.3: 10 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Hình 2.3 Sơ đồ hoạt động của nhà máy chế biến khí (xem phụ lục 2) 11 Đồ án tốt nghiệp SVTH: Nguyễn Thành Luân Mô tả quy trình vận hành của nhà máy: Dòng nguyên liệu với các thành phần đã nêu ở trên, được đi qua thiết bị phân tách V -101 được phân tách ra 2 pha lỏng và khí Pha khí tách ra được phối trộn chung với dòng sản... tách các sản phẩm nhẹ là C1, C2 Sản phẩm của phân xưởng LPG là LPG và condensat để phục vụ cho nhu cầu pha trộn xăng thương phẩm Dựa theo sơ đồ nhà máy, tháp tách LPG hoạt động ở áp suất 14 – 16 barg với hai dòng nguyên liệu đi vào tháp với một dòng C3+ ở đáy của tháp T -102 và sản phẩm đáy của tháp T -101 LPG tách ra được hóa lỏng ở 450C, 14 bar để tồn chứa, pha trộn cũng như vận chuyển Dòng nhập liệu