PROSJEKTERING Høst

Transkript

1 NTNU Fakultet for naturvitenskap og teknologi Norges teknisk-naturvitenskapelige Institutt for kjemisk prosessteknologi universitet PROSJEKTERING Høst Tittel: Separasjon og stabilisering av skiferolje med mulighet for gjennvinning av LPG Emneord (3-4): Separasjon, Olje, naturgass, LPG - Forfattet av: Therese Bache, Ole Håvik Bjørkedal og Åge Johansen Utført i tiden: August November, 2014 Veileder: Jostein Sogge Antall sider: 67 EKSTRAKT AV ARBEIDET OG KONKLUSJONER Hovedrapp.: 43 Bilag : 15 Forutsetninger og arbeidsmål: Utarbeide en prosess for separasjon av olje, gass og vann fra brønnstrøm spesifisert fra et landbasert oljefelt i Bakken, Nord Dakota. Det stabiliserte oljeproduktet skal møte en gitt RVP-spesifikasjon (Reid Vapour Pressure). Gassen skal komprimeres og leveres til et tilknyttet rørsystem. Siden gassen inneholder en stor fraksjon av tyngre hydrokarboner skal muligheten for gjenvinning av LPG (Liquified Petroleum Gases) som et biprodukt undersøkes. Enkle og billige løsninger samt lav grad av optimalisering skal prioriteres. Konklusjoner og anbefalinger: Produksjonsvolumet gir mulighet for høy utvinningsgrad av olje med relativt lave driftkostnader. Elektrifisert prosessanlegg fører til simpelt design og ingen utslipp i produksjon. Det er mulig å produsere LPG som et biprodukt med lave investeringsog driftkostnader og isåfall bør de tyngre komponenter fjernes først før man ved lavt temperatur og høyt trykk. Det er ikke lønnsomt å drive med LPG-produksjon i denne størrelsesordenen sammenlignet med eksisterende olje- og gassanlegg. Det anbefales derfor å sende LPG-komponentene videre til et større anlegg med høyere grad av optimalisering. Dato og underskrifter: 21. november 2014

2 Separasjon og stabilisering av skiferolje med mulighet for gjennvinning av LPG Therese Bache Åge Johansen Ole Håvik Bjørkedal 21. november 2014 Veileder: Jostein Sogge Specialist Process Technology Downstream Gas processing & LNG, Statoil

3 Forord Dette prosjektet ble skrevet som sluttrapport i faget TKP4170 Prosjektering av Prosessanlegg (Process Design Project) på institutt for kjemisk prosessteknologi på NTNU. Vi vil takke veileder Jostein Sogge for en interessant oppgave, og for å ha hjulpet oss med å oppnå en bredere prosessforståelse gjennom dette prosjektet. Vi vil også takke emnekoordinator og professor Magne Hillestad for å ha hjulpet til i sluttfasen av rapporten. Prosjektet har lært oss mye om prosessanlegg generelt og utfordringer for skiferoljefelt spesielt. Therese Bache Ole H. Bjørkedal Åge Johansen Trondheim, 21. november 2014 i

4 INNHOLD Innhold Forord i Sammendrag 1 1 Introduksjon 2 2 Designbasis 3 3 Prosessbeskrivelse Basistilfellet LPG-anlegg Alternativ 1: Absorpsjon etterfulgt av destillasjon Alternativ 2: Destillasjon etterfulgt av absorpsjon Alternativ 3: Destillasjon med uttak av LPG direkte. 8 4 Flytskjemaberegninger Basistilfellet Strømegenskaper Energiforbruk Alternativ 1: Absorpsjon etterfulgt av destillasjon Strømegenskaper Energiforbruk Alternativ 2: Destillasjon etterfulgt av absorpsjon Strømegenskaper Energiforbruk Alternativ 3: Destillasjon med uttak av LPG-direkte Strømegenskaper Energiforbruk Sammenligning av produksjon og energiforbruk Kostnadsberegninger Separatorer ii

5 INNHOLD 5.2 Varmere Destillasjons- og absorbsjonskolonner Luftkjølere Kompressorer Propankjøler & Molekylsikt Driftkostnader Investeringsanalyse Olje- og gasspriser Netto nåverdi Sensitivitetsanalyse Diskusjon Valg av anlegg Sensitivitetsanalyse Gassen fra basistilfellet Lavt energiforbruk i alternativ Valg av trykk og temperatur på kolonner i LPG-anlegg Feilkilder i økonomiske beregninger Fakling som et alternativ Andre alternativer Konklusjon og anbefaling 43 Bibliogra 45 A Tekniske data og kostnadsdata for diverse utstyr 47 A.1 Propankjøler A.2 Molekylsikt B Kostnadsberegninger 48 B.1 Basistilfellet B.2 LPG-anlegg B.2.1 Alternativ 1: Absorpsjon etterfulgt av destillasjon B.2.2 Alternativ 2: Destillasjon etterfulgt av absorpsjon B.2.3 Alternativ 3: Destillasjon med uttak av LPG direkte. 49 C Sjekk av massebalanse 53 C.1 Størrelsesestimater separatorer D Investeringsanalyse 55 iii

6 INNHOLD E Møtereferater 56 E.1 Veiledermøte E.2 Veiledermøte F LPG-speskasjon 60 iv

7 INNHOLD Sammendrag Denne rapporten tar for seg mulighetene for et olje- og gassprosesseringsanlegg på Bakkenfeltet i Nord Dakota. Dagens produksjon av skiferolje skjer typisk i mange små brønner spredt over et stort område. De lave produksjonsvolumene setter store begrensninger på lønnsomheten til prosessanleggene. Dette, kombinert med en lav pris for naturgass i USA, gjør det lite aktuelt å investere i utnyttelse av naturgassen som produseres. Ny teknologi har gjort det mulig å koble sammen ere brønnstrømmer til et prosesseringsanlegg slik at det åpner for mer avanserte løsninger. Dette prosjektet vurderer mulighetene for og lønnsomheten av å produsere ytende propangass (LPG) ved et slikt brønnanlegg. Tre ulike designforslag for LPG-anlegg ble vurdert mot hverandre. De tre alternativene ble og vurdert mot den eksisterende oljeproduksjonsprosessen. Av disse ble et design med fjerning av tunge komponenter (pentan og tyngre) først. Deretter kjøles gassen ned for å skille ut propan og butan gjennom først en ash og så en destillasjonskolonne. Dette ble vurdert som det mest lønnsomme av LPG-alternativene. Et LPG-produksjonsanlegg vil ikke øke lønnsomheten til anlegget i forhold til dagens prosess, og det anbefales derfor å fortsette med ren olje- og naturgassproduksjon. 1

8 KAPITTEL 1. INTRODUKSJON Kapittel 1 Introduksjon Utgangspunktet for dette prosjektet er å undersøke muligheten for å sette sammen ere brønnstrømmer til ett prosessanlegg i Bakkenfeltet, Nord- Dakota [Statoil ASA, 2014]. Bakkenfeltet strekker seg over store avstander, og dekker to amerikanske delstater (Nord-Dakota og Montana) og en del av Canada. Grunnet de store avstandene, og at hver brønn har en relativ lav produksjon av olje og gass, har hver brønn hatt hvert sitt separasjonsanlegg med dårlig optimalisering. Dette har igjen ført til at den produserte gassen har blitt faklet av økonomiske årsaker. Å fakle gass har bidratt til kraftige CO 2 -utslipp og er også en uutnyttet økonomisk ressurs. Ny teknologi har gjort det mulig å koble sammen ere brønnstrømmer til ett prosessanlegg, noe som åpner for høyere grad av ressursutnyttelse. Gassen fra Bakkenfeltet har også et relativt høyt propan- og butaninnhold. Denne gassen kan utvinnes og selges som LPG (eng: Liqueed Petroleum Gases), som har en høyere salgsverdi enn naturgass. Dette prosjektet ser først på et rent olje og gasseparasjonsanlegg, der gassen selges som naturgass istedenfor å fakles. Prosjektet blir deretter utvidet til et gassprosesseringsanlegg for LPG, og det vil bli sammenlignet tre ulike alternativer for gassprossesering. For gassprosesseringsanlegget er det i stor grad lagt vekt på enkle løsninger og liten grad av optimalisering. 2

9 KAPITTEL 2. DESIGNBASIS Kapittel 2 Designbasis Komposisjonen av de organiske komponentene i brønnstrømmen er gitt i tabell 2.1. Spesikasjon av C10+ komponenten er gitt i tabell 2.2. Andre spesikasjoner for innstrømmen designbasisen er gitt i tabell 2.3. Tabell 2.1: Tabellen viser molfraksjoner av de organiske komponentene fra brønnstrømmen. Komponent Mol% CO2 0,40 Nitrogen 1,99 Metan 31,32 Etan 13,95 Propan 7,59 i-butan 0,82 n-butan 2,89 i-pentan 0,88 n-pentan 1,55 n-hexan 3,05 n-heptan 0,00 n-octan 0,00 n-nonan 0,00 C10+ 35,56 Tabell 2.2: Tabellen viser spesikasjonen til den teoretiske komponenten C10+ Molekylvekt 155,5 kg mol 1 Normalt kokepunkt 212 C Tetthet 842 kg m 3 Kritisk temperatur 400 C Det produseres råolje, naturgass og LPG på anlegget. Produktspesifkasjonene er gitt i tabell

10 KAPITTEL 2. DESIGNBASIS Tabell 2.3: Tabellen viser andre designspesikasjoner for innstrømmen. Vannmengde i brønnstrøm 50% Trykk i brønnstrøm 8 bar Temperatur i brønnstrøm 40 C Tabell 2.4: Tabellen viser produktspesikasjonene Olje: Mengde produsert, ved 60 F og 1 atm 3000 fat/dag Olje: Reid Vapour pressure ved 37,8 C 62,05 kpa Naturgass: leveringstrykk 50 bar LPG: maximum pentan og tyngre 2% væske volum LPG: True Vapour pressure ved 37,8 C 1434 kpa 4

11 KAPITTEL 3. PROSESSBESKRIVELSE Kapittel 3 Prosessbeskrivelse 3.1 Basistilfellet Basistilfellet tar for seg et rent olje og gassanlegg. Flytskjemaet for basistilfellet nnes i gur 3.1. Informasjon om de viktigste strømmene nnes i tabell 4.1. Brønnstrømmen, som inneholder olje, gass og vann, kommer inn til en trefaseseparator (S-1) der fasene skilles. Mesteparten av vannet skilles ut til vannstrømmen (1Vann), noe gass stiger opp i strøm 10 og oljefasen går ut i strøm 1. Oljefasen blandes så med en resirkulasjonsstrøm. Denne varmes deretter opp slik at strøm 5 har en ideell temperatur for å separere bort nok gass i den andre trefaseseparatoren (S-2), slik at oljeproduktet tilfredstiller produktspesikasjonene. Oljeproduktet blir deretter strupet ned til atmosfærisk trykk og kjølt ned til en lagringstemperatur som er satt til maksimalt 40 C. Oljen blir lagret på en stor lagertank og det vil forekomme avdampning fra denne (12). Avdampet gass fra lagertanken samles opp og blir inkludert i gasstrømmen fra den andre trefaseseparatoren. Gassen blir deretter sendt til et kompressortog som komprimerer gassen til 50 bar gjennom en serie av kompressorer og luftkjølere. Væsken som kondenseres etter luftkjølerene blir samlet opp i små ashenheter (F-1 og F-2), blir blandet og sendt tilbake til trefaseseparatoren S-2. Når gassen har nådd ønsket trykk og temperatur kan den selges som naturgass. Knockout drums er lagt til foran kompressor KO-1 og KO-5. Disse fungerer som ashenheter for å unngå væske i kompressorene, og eventuell væske sendes til vannbehandling og ikke resirkulasjonsstrøm. 5

12 KAPITTEL 3. PROSESSBESKRIVELSE 21 KO-4 K-4 KD-2 KO Gassprodukt 82 C 50 bar R F C 8 bar K-3 18 KO-3 17 F-1 2R C 4,3 bar K-2 15 KO KO-1 KD-1 12 Brønnstrøm S-1 1Vann ,5 C 7,98 bar VE-1 S ,7 C V-1 F-x = Flash 3,786 bar S-x = 3fase separator VE-2 VE-x = Ventil K-1 V-x Varmer K-x = Kjøler 2Vann KO-x = Kompressor xr = Resirkulasjonsstrøm KD-x = Knockout drums Lagertank Figur 3.1: Figuren viser ytskjemaet til basistilfellet med ren olje- og gasseparasjon. Viktige trykk og temperaturer er inntegnet. 3.2 LPG-anlegg Det er sammenlignet tre mulige design på LPG-anlegget. Alle tre forslagene oppfyller kravene til produktene, men er forskjellige med tanke på hvilke enheter som benyttes og rekkefølgen på disse. Grunnet nye resirkulasjonstrømmer vil alle strømmene, også de fra basistilfellet, bli påvirket av LPG-anlegget. Gassen inn til LPG-anlegget komprimeres ikke opp til 50 bar. Strømmen som heter Gassprodukt i LPG-anlegget har derfor et lavere trykk sammenlignet med Gassprodukt i basistilfellet Alternativ 1: Absorpsjon etterfulgt av destillasjon Propankjølekrets Gassprodukt 40 C 28,8 bar DryGas X-1 GasWater X-x = Splitter VE-x = Ventil K-x = Kjøler LK-x = Luftkjøler F-x = Flash V-x = Oppvarmer D-x = Destillasjon M-x = Mikser A-x = Absorber KO-x = Kompressor VE-1 1-LP 37,5 C 25 bar 30,77 C 24,5 bar 123,4 kw 3-tung 2-lett A-1 K-1 VE-2 Fra knockout KD-2 M-1 246,9 kw 3-LP 4-Re NG1 40 C 23,8 bar 2-LT F-3 4-LP 40 C 23,8 bar VE-3 40 C 23,8 bar 4-tung D-1 V-1R Til resirkulasjon og oljeprodukt 76,3 kw NG2 253,8 kw 6,1 C 23,2 bar LPG-produkt KO-6 NG-produkt Figur 3.2: Flytskjemaet viser alternativ 1, absorpsjon etterfulgt av destillasjon. Viktige strømegenskaper er innskrevet. Oljedelen av anlegget er ikke inkludert. 6

13 KAPITTEL 3. PROSESSBESKRIVELSE Det første alternativet tar for seg et LPG-anlegg hvor tyngre komponenter skilles ut fra resten av gassen og sendes tilbake til oljeproduksjonen. De lette komponentene blir videre separert til naturgass og LPG. Et ytskjema for denne prosessen er vist i gur 3.2. Gassen fra oljeprosesseringsanlegget fjerner først vann i en molekylsikt (X-1). En molekylsikt er to adsorbsjonskolonner som kobles inn vekselvis, den ene mettes av vann, samtidig som den andre regenereres. Gassen føres deretter inn på en absorbsjonskolonne (A-1.) Der blir alle tunge komponenter (pentan og tyngre) fjernet og sendt tilbake til oljeprosesseringanlegget De lettere komponentene blir ført videre i LPG-anlegget. A-1 opererer med en reuxratio på 0,15, noe som gir god separasjon uten å miste for mye propan i resirkulasjonen. Gassproduktet blir kjølt ned til 40 C i en kjøler (K-1) drevet av et propankjøleanlegg. En stor andel av lette komponenter (metan og etan) blir fjernet i en ash (F-3) og sendt ut som naturgassproduktet. Væsken sendes inn på en destillasjonskolonne (D-1) der de resterende lette komponentene blir sendt til naturgassproduktet. Propan og butan sendes til LPG-produkt. Naturgassproduktet blir komprimert til spesikasjon på 50 bar. Fordelen med denne kongurasjonen er at de tunge komponentene blir tidlig skilt ut slik at man slipper å bruke energi på komponenter som skal sendes tilbake til oljeprosessering. En annen fordel er at dette anlegget klarer å separere på høye trykk, slik at kompresjonkostnaden for naturgassen blir lavere. Ulempen kan være litt dårligere separasjon, noe som fører til mindre LPG-produkt. Resirkulasjonstrømmen inneholder også såpass mye propan at resirkulasjonsstrømmen må sendes tilbake til trefaseseparatoren (S-2) Alternativ 2: Destillasjon etterfulgt av absorpsjon Det andre alternativet tar for seg et anlegg som destillerer bort lette komponenter først og deretter tyngre komponenter. Et ytskjema for denne prosessen er vist i gur 3.3. Det andre tilfellet tar for seg et LPG-anlegg hvor vannet først blir fjernet i en molekylsikt (X-1) som beskrevet i kapittel Gassen kjøles ned med propankjøling i kjøler (K-1). Dette kondenserer ut tunge komponenter, mens lette komponenter forblir i gassfase. 3/4 av de lette komponentene (fortrinnsvis metan) blir fjernet med en ash (F-3) og sendt i naturgassproduktet. Væskeproduktet blir behandlet som en forenkling av et vanlig naturgassanlegg[mokhatab et al., 2006, kap. 10]. Destillasjonskolonnen (D-1) fungerer som en deethanizer (etan går over topp), der gassfasen blir sendt til naturgassproduktet, og væskefasen sendes videre til oppvarming i V-2. Etter oppvarming vil væskefasen gå over til gass og gassen føres inn til absorpsjons- 7

14 KAPITTEL 3. PROSESSBESKRIVELSE kolonnen (A-1) som er spesisert som en debutanizer (butan går over topp). Denne opererer på mye lavere trykk og høyere temperatur enn destillasjonskolonnen, D-1. Bunnproduktet fra A-1 kjøles ned og sendes til oljeproduktet, mens topproduktet selges som LPG. Fordelen med dette anlegget er en god separasjon av de lette komponentene ved høyt trykk, som fører til lavt kompressorarbeid. Ulempene er at de tunge komponentene blir sendt gjennom hele anlegget før de blir sendt tilbake til oljeprosessering, noe som øker energiforbruket. Absorbsjonskolonnen er heller ikke veldig eektiv og mye propan og spesielt butan blir sendt tilbake til oljen i stedet for LPG-produktet. Det positive er at blandingen kan sendes direkte til oljeproduktet, noe som øker oljeproduksjonen og gjør anlegget mer lønnsomt. Gassprodukt 40 C 28,8 bar DryGas X-1 GasWater 1-LP VE-1 K-1 X-x = Splitter VE-x = Ventil K-x = Kjøler F-x = Flash V-x = Oppvarmer D-x = Destillasjon M-x = Mikser 395,4 kw 1-LTLP 35,0 C 28,6 bar F-3 NG1 Til resirkulasjon og oljeprodukt Propankjølekrets VE-2 NG2 2-LP 3-HT 35,5 C D C 27,9 bar 14,8 bar 2-Tung V-2 103,6 kw 308,3 kw 3-Tung V-3 VE-3 79,8 kw 4R 135,7 kw KO-6 NG-produkt A-1 LPG-produkt Figur 3.3: Flytskjemaet viser alternativ 2, destillasjon etterfulgt av absorpsjon. Viktige strømegenskaper er påskrevet. Oljeanlegget er ikke inkludert Alternativ 3: Destillasjon med uttak av LPG direkte Det siste alternativet ser på muligheten for en stor destillasjonskolonne som tar ut LPG som et biprodukt midt i kolonnen. Et ytskjema over prosessen kan ses i gur 3.4. Det siste alternativet tar for seg et LPG-anlegg der vannet først blir fjernet i en molekylsikt (X-1) som beskrevet i kapittel Gassen strupes og kjøles ned til 40 C i K-1 ved hjelp av propankjøling. Mye av de lette komponentene (hovedsaklig metan) blir værende i gassfase og fjernes ved hjelp av en ash (F-3) og sendt til naturgassprodukt. Væskefasen fra F-3 blir så strupet ned (VE-2) og varmet opp (V-2) slik at strømmen ligger nært tofaseområdet. 8

15 KAPITTEL 3. PROSESSBESKRIVELSE Strømmen blir deretter ført inn i en destillasjonskolonne (D-1). Destillasjonskolonnen har 30 trinn, for å kunne ta ut LPG som et sideprodukt i midten av kolonnen. De tunge komponentene blir sendt tilbake til oljeproduktet, mens de lette komponentene blir sendt til naturgassproduktet. Fordelene med dette anlegget er færre enheter, noe som kan redusere enhetskostnadene. Økt temperatur og lavere trykk gjør separasjonen enklere og anlegget har svært god gjenvinningsgrad av propan og butan. Ulempene er at de lette produktene (metan og etan) i toppen av destillasjonskolonnen må komprimeres mye, noe som krever en ekstra kompressor. Men siden anlegget generelt opererer på et lavere trykk enn de andre LPG-alternativene er det en mulighet for å fjerne enda en kompressor fra basistilfellet. Dette er ikke utredet i denne studiene, men kan nevnes som et alternativ. Gassprodukt 40 C 28,8 bar DryGas X-1 VE-1 K-1 GasWater X-x = Splitter VE-x = Ventil K-x = Kjøler LK-x = Luftkjøler F-x = Flash V-x = Oppvarmer D-x = Destillasjon M-x = Mikser 1-LP Til resirkulasjon og produkt LK-2 350,4 kw 194,9 kw Propankjølekrets 1-LTLP 40 C 19,8 bar 4-Re NG1 F-3 19,8 bar 40 C VE-2 2-LP 2 VE-3 Fra knockout 3-LP KD-2 V-107 M-1 V-2 234,1 kw 2-HTLP 19,8 C 7,8 bar 3-Tung D-1 NG2 KO-6 LPG-produkt 86,2 kw 2,9 C 6,7 bar NG-produkt KO-7 Figur 3.4: Flytskjemaet viser alternativ 3, destillasjon med direkte uttak av LPG. Viktige strømegenskaper er inntegnet. Oljeseparasjonsprosessen er ikke inkludert i ytskjemaet 9

16 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER Kapittel 4 Flytskjemaberegninger Alle anleggene ble simulert i programvaren Aspen HYSYS Basistilfellet Basistilfellet tar for seg et vanlig olje-gass-vann seperasjonsanlegg. Produktkravet til oljen ble gitt som et maximum Reid Vapour Pressure som er et mål på oljeblandingens yktighet. Det er hensiktsmessig å ligge så nærme denne grensen som mulig, da en større andel lette komponenter i oljen gjør den billigere å produsere. Det ble satt inn en Adjust i HYSYS som justerer temperaturen i trefaseseparatoren S-2. Dette er hensiktsmessig da temperaturen i stor grad spiller inn på hvor mye gass som løses i oljen. Trykket i trefaseseparatoren S-2 skulle optimaliseres. En Case study ble gjennomført, der oljeproduksjonen ble plottet mot trykket i den andre trefaseseparatoren. Resultatet viste at oljeproduksjonen er relativt lite avhengig av trykket. Produksjonen var innenfor kg h 1 ± 20 kg h 1 i dette intervallet. Det ble besluttet å bruke et trykk på 2,8 bar. Et trykk på 2,8 bar opprettholder trykket i strømmen, og lar samtidig mer gass separere seg fra oljefasen. Lavere trykk fører også til at strømmen ikke trenger og varmes opp til høyere temperaturer for å få løst ut gassen. Dette sparer energi i varmeren V-1. Gassfasen komprimeres og kjøles. Eventuell væske som ble kondensert ut, ble sendt tilbake i separatorene. Kompressore ble satt i serie med mellomkjøling for å unngå høye kompresjonsforhold, da trykket ble økt til 50 bar Strømegenskaper De viktigste strømegenskapene samt komposisjonen i molbasis for utvalgte strømmer, hentet fra HYSYS-simuleringen, er vist i tabell

17 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER Tabell 4.1: Tabellen viser strømegenskapene og komposisjonen til de forskjellige strømmene i basistilfellet. Strøm R R 21 Oljeprodukt Gassprodukt Gassfraksjon 0,00 1,00 0,12 0,12 1,00 0,00 1,00 1,00 0,00 0,82 1,00 0,00 1,00 0,00 1,00 Temperatur [ C] 39,52 39,52 96,86 96,93 96,93 96,93 40,00 96,76 40,00 40,00 40,00 40,00 39,40 40,00 82,06 Trykk [bar] 8,00 8,00 2,79 2,79 2,79 2,79 1,01 2,79 3,29 8,00 8,00 8,00 8,00 1,01 50,00 Molstrøm [kmol h 1 ] 128,04 142,21 130,86 131,43 16,25 115,18 0,41 16,67 0,58 16,09 13,27 2,82 155,47 114,76 154,44 Massestrøm [kg h 1 ] 16719, , , ,53 734, ,26 16,69 750,97 51,40 699,57 523,06 176, , , ,20 xh2o 0,001 0,009 0,001 0,001 0,006 0,000 0,008 0,006 0,000 0,006 0,007 0,001 0,009 0,000 0,003 xco2 0,001 0,007 0,001 0,001 0,004 0,000 0,005 0,004 0,000 0,004 0,005 0,000 0,007 0,000 0,007 xmetan 0,017 0,577 0,017 0,017 0,128 0,001 0,149 0,129 0,002 0,134 0,160 0,007 0,541 0,001 0,545 xetan 0,036 0,231 0,037 0,036 0,242 0,007 0,308 0,244 0,020 0,252 0,293 0,060 0,237 0,006 0,238 xpropan 0,051 0,098 0,054 0,054 0,282 0,022 0,297 0,282 0,075 0,290 0,310 0,195 0,116 0,021 0,116 xi Butan 0,009 0,007 0,010 0,010 0,039 0,006 0,034 0,039 0,024 0,039 0,037 0,052 0,010 0,006 0,010 xn Butan 0,037 0,021 0,041 0,042 0,139 0,028 0,113 0,139 0,118 0,139 0,120 0,230 0,030 0,027 0,030 xi Pentan 0,015 0,004 0,016 0,016 0,035 0,014 0,023 0,035 0,067 0,034 0,021 0,091 0,005 0,014 0,005 xn Pentan 0,027 0,005 0,030 0,030 0,056 0,027 0,034 0,055 0,137 0,052 0,029 0,161 0,007 0,027 0,007 xn Hexan 0,060 0,004 0,063 0,064 0,058 0,065 0,027 0,057 0,361 0,046 0,013 0,202 0,005 0,065 0,005 xn Heptan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 xn Oktan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 xn Nonan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 xc10+ 0,747 0,000 0,730 0,728 0,007 0,830 0,001 0,007 0,195 0,000 0,000 0,000 0,000 0,833 0,000 xnitrogen 0,000 0,037 0,000 0,000 0,003 0,000 0,002 0,003 0,000 0,003 0,003 0,000 0,034 0,000 0,035 11

18 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER Energiforbruk Energiforbruket til basistilfellet består stort sett av en stor varmer, en stor kjøler, to mindre kjølere og to store kompressorer. I tillegg kommer tre små kompressorer og en varmer på resirkulasjonstrømmen. Sistnevnte er ikke tegnet inn på ytskjemaet da dennekun har en eekt på 3,5 kw. Den er likevel tatt med i beregning av total eekt. Energiforbruket til luftkjølerene er mul- Tabell 4.2: Tabellen viser energiforbruket til enhetene i basistilfellet. Små varmere og kjølere er ikke inkludert. Enhet Duty [kw] V K K-2 46 K-3 46 K KO-1 1 KO-2 6 KO-3 19 KO KO-5 98 Totalt 2248 tiplisert med en faktor på 1,42 for å simulere en vifteeektivitet på 0,7[Sinnot and Towler, 2009, kap ]. En oversikt over energiforbruket i basistilfellet er gitt i tabell

19 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER 4.2 Alternativ 1: Absorpsjon etterfulgt av destillasjon Det ble forsøkt ere ulike design for å komme frem til de anleggene som maksimerer produksjon, og minimerer utstyrskostnad og driftutgifter. Tilfellet med absorpsjon etterfulgt av destillasjon ble foreslått etter at det viste seg at å benytte ash/destillasjon viste seg å være lite hensiktsmessig for å få skilt alle produktene. Spesielt de tunge hydrokarbonene var vanskelige å skille fra propan/butan. Det var heller ikke mulig å skille ut all naturgass (metan/etan) i en ash, noe som gjorde det nødvendig med en ekstra prosessenhet. Absorpsjonskolonnen fjerner de tunge komponentene fra strømmen før resten av anlegget. Dette skal sikre at LPG-produktet når spesikasjonskravet om maksimalt 2% liq.vol pentaninnhold. En absorpsjonskolonne bør også være billigere enn en destillasjonskolonne, da den ikke har reboiler. Absorpsjonkolonnen ble spesisert med en reuxrate på 0,15 for å minimalisere energiforbruk. Absorpsjonskolonnens strørrelse ble satt til 10 trinn, noe som var tilstrekkelig for å fjerne nok tunge hydrokarboner. For å skille ut metan (og etan) fra den lette blandingen ble gassen kjølt ned til 40 C. Dette gjør at de tunge komponentene kondenserer, 2/3 av metan og etan forblir i gassfase og separasjon kan enkelt gjennomføres med en ash. Væskefasen fra separasjonen sendes til en destillasjonskolonne som tar ut den siste tredjedelen av metan og etan i toppen og LPG-produkt i bunnen. Destillasjonskolonnen ble spesisert med en reuksrate på 0,59. Dette var tilstrekkelig for å skille ut alle de lette komponentene, selv om mye propan også forsvinner i naturgassen. Destillasjonskolonnen ble også spesisert med en produksjonsrate i bunnen på 13 kmol h 1, noe som gir en total LPGgjenvinning på 43% Strømegenskaper De viktigste strømegenskapene og komposisjonen til strømmene, hentet fra HYSYS simuleringen, er vist i tabell

20 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER Tabell 4.3: Tabellen viser strømegenskapene for tilfellet med absorpsjon etterfulgt av destillasjon R R Gassfraksjon 0,00 0,11 0,00 1,00 1,00 1,00 0,00 0,86 1,00 0,00 Temperatur [ C] 39,53 71,42 70,80 70,80 40,00 72,23 40,00 40,00 40,00 40,00 Trykk [bar] 7,99 2,79 2,79 2,79 1,01 2,79 3,29 8,00 8,00 8,00 Molstrøm [kmol h 1 ] 131,30 133,80 121,80 23,80 2,26 26,06 2,52 23,54 20,25 3,30 Massestrøm [kg h 1 ] 16905, , ,06 953,26 99, ,44 54,98 997,46 808,18 189,28 x H2O 0,003 0,021 0,003 0,116 0,072 0,112 0,953 0,022 0,009 0,102 x CO2 0,001 0,001 0,000 0,004 0,003 0,004 0,000 0,004 0,005 0,000 x Metan 0,017 0,017 0,001 0,124 0,051 0,118 0,000 0,130 0,151 0,006 x Etan 0,036 0,036 0,009 0,227 0,229 0,227 0,001 0,252 0,284 0,053 x Propan 0,054 0,053 0,029 0,262 0,333 0,268 0,003 0,296 0,315 0,179 x i Butan 0,010 0,010 0,009 0,036 0,046 0,037 0,001 0,040 0,039 0,049 x n Butan 0,042 0,041 0,041 0,128 0,160 0,131 0,006 0,144 0,131 0,225 x i Pentan 0,016 0,016 0,020 0,029 0,033 0,029 0,003 0,032 0,023 0,088 x n Pentan 0,030 0,029 0,035 0,040 0,044 0,041 0,005 0,044 0,029 0,140 x n Hexan 0,062 0,061 0,068 0,030 0,028 0,030 0,011 0,032 0,012 0,156 x n Heptan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Oktan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Nonan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x C10+ 0,728 0,715 0,785 0,002 0,001 0,002 0,016 0,000 0,000 0,001 x Nitrogen 0,000 0,000 0,000 0,003 0,000 0,003 0,000 0,003 0,003 0, Oljeprodukt 1LP 3-tung 2-lett NG1 4-tung NG2 Ngprodukt LPGprod Gassfraksjon 1,00 0,00 1,00 0,00 1,00 1,00 0,00 1,00 1,00 0,00 Temperatur [ C] 39,40 40,00 37,15 30,77 2,72-40,00-40,00 6,05 31,43 78,69 Trykk [bar] 8,00 1,01 25,00 24,50 24,00 23,80 23,80 23,20 50,00 23,70 Molstrøm [kmol h 1 ] 162,43 119,54 160,80 11,38 149,42 100,96 48,45 35,45 136,42 13,00 Massestrøm [kg h 1 ] 4311, , ,19 591, , , , , ,15 629,52 x H2O 0,009 0,002 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x CO2 0,007 0,000 0,007 0,002 0,007 0,007 0,006 0,008 0,008 0,000 x Metan 0,524 0,000 0,529 0,077 0,563 0,738 0,199 0,272 0,617 0,000 x Etan 0,238 0,005 0,240 0,148 0,247 0,174 0,400 0,544 0,270 0,010 x Propan 0,125 0,024 0,126 0,234 0,118 0,028 0,305 0,170 0,065 0,672 x i Butan 0,011 0,008 0,011 0,050 0,008 0,001 0,024 0,000 0,001 0,090 x n Butan 0,035 0,039 0,035 0,226 0,021 0,001 0,061 0,000 0,001 0,227 x i Pentan 0,006 0,020 0,006 0,084 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,001 x n Pentan 0,008 0,035 0,008 0,112 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Hexan 0,005 0,069 0,005 0,065 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Heptan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Oktan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Nonan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x C10+ 0,000 0,800 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x Nitrogen 0,033 0,000 0,033 0,002 0,036 0,051 0,004 0,005 0,039 0,000 14

21 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER Energiforbruk Energiforbruket til alternativ 1 avhenger i stor grad av de samme enhetene som basistilfellet. I tillegg kommer et propankjøleanlegg og nye enheter på LPG-anlegget. Merk at propankjøleeekten er større enn det faktiske strømforbruket. For luftkjølere gjelder en vifteeektivitet på 0,7. Energiforbruket til de forskjellige enhetene vist i tabell 4.4. Tabell 4.4: Tabellen viser eektforbruket for tilfellet. Mindre varmere og kjølere som kun har en modellmessig applikasjon er ikke oppført i tabellen, men er medregnet i den totale eekten. Enhet Eekt [kw] V-1 368,9 V-1R 56,2 D-1 253,8 K K-2 77,7 K-3 63,7 K-4 377,5 KO-1 2,2 KO-4 212,5 KO-3 20,6 KO-2 6,1 KO-6 70,41 Propankjøling 223 Totalt

22 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER 4.3 Alternativ 2: Destillasjon etterfulgt av absorpsjon På bakgrunn av litteratursøk om konvensjonelle gassprosesseringanlegg ble det forslått et anlegg som skiller ut de lette komponentene først og de tyngre komponentene til slutt. Et fullskala anlegg fjerner normalt metan først og har deretter vanligvis tre store destillasjonskolonner [Mokhatab et al., 2006] for separasjon av henholdsvis etan, propan og butan. Grunnet lavt produksjonsvolum vil ikke dette lønne seg på Bakkenfeltet. Det ble derfor prøvd å først fjerne metan med en ash, skille ut etan i en destillasjonskolonne (tilsvarende en konvensjonell deethanizer) og deretter skille tyngre komponenter fra propan og butan i en absorpsjonskolonne. Destillasjonskolonnen ble operert på 28 bar for å beholde est mulig tunge komponenter i væskefase. Kolonnen ble spesisert med 16 trinn, en reuksrate på 0,6 og en gjennvinningsgrad av etan i topproduktet på 99,9%. 16 trinn var tilstrekkelig for god separasjon, en reuksrate på 0,6 ble valgt for å redusere energiforbruket. Gjenvinningsgraden av etan ble valgt for å unngå lette komponenter i LPG-produktet. Væskeproduktet ble deretter varmet opp over kokepunktet og sendt inn på en absorpsjonskolonne. Det ble vurdert stripper fremfor absorpsjon da man hadde sluppet oppvarmning. Absorpsjon ble valgt fremfor stripper, da dette forenklet separasjonen, selv om det ga en ekstra varmer. Absorpsjonskolonnen ble spesisert med 10 trinn og en gjennvinningsgrad av pentan på 99,9% i bunnstrømmen. 10 trinn ble valgt for god separasjon og gjenvinningsgraden ble valgt for å oppnå pentankravet for LPG-produktet. Det er også hensiktsmessig å sende mest mulig pentan tilbake til oljen, da dette gir en høyere inntekt totalt. Den totale gjenvinningsgraden av LPG med dette anlegget ble på 48,5% Strømegenskaper De viktigste strømegenskapene og komposisjonene til strømmene, hentet fra HYSYS simuleringen, er vist i tabell

23 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER Tabell 4.5: Tabellen viser strømegenskaper og komposisjon for tilfellet med destillasjon etterfulgt av absorpsjon R R Gassfraksjon 0,00 0,14 0,00 1,00 1,00 1,00 0,00 0,75 1,00 0,00 Temperatur [ C] 39,54 97,98 97,98 97,98 44,00 94,74 40,00 40,00 40,00 40,00 Trykk [bar] 7,99 2,79 2,79 2,79 1,01 2,79 3,29 8,00 8,00 8,00 Molstrøm [kmol h 1 ] 133,79 134,65 116,01 18,64 5,69 24,33 0,86 23,47 17,71 5,76 Massestrøm [kg h 1 ] 17065, , ,52 867,37 284, ,02 73, ,87 730,77 348,10 x H2O 0,001 0,001 0,000 0,005 0,002 0,005 0,000 0,005 0,006 0,001 x CO2 0,001 0,001 0,000 0,004 0,001 0,003 0,000 0,003 0,004 0,000 x Metan 0,017 0,017 0,001 0,113 0,018 0,091 0,001 0,094 0,123 0,006 x Etan 0,037 0,037 0,007 0,222 0,097 0,193 0,016 0,199 0,247 0,051 x Propan 0,059 0,059 0,022 0,289 0,478 0,333 0,090 0,342 0,376 0,238 x i Butan 0,011 0,011 0,006 0,043 0,066 0,048 0,030 0,049 0,044 0,063 x n Butan 0,047 0,048 0,030 0,155 0,219 0,170 0,146 0,171 0,140 0,266 x i Pentan 0,018 0,018 0,015 0,038 0,037 0,038 0,074 0,037 0,020 0,086 x n Pentan 0,032 0,033 0,028 0,060 0,049 0,058 0,143 0,054 0,026 0,141 x n Hexan 0,064 0,065 0,066 0,061 0,032 0,054 0,338 0,044 0,010 0,147 x n Heptan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Oktan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Nonan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x C10+ 0,714 0,711 0,824 0,007 0,001 0,006 0,162 0,000 0,000 0,000 x Nitrogen 0,000 0,000 0,000 0,002 0,000 0,002 0,000 0,002 0,003 0, Oljeprodukt 1LTLP NG1 2tung 3tung NG2 LPG-produkt 4R NG-produkt Gassfraksjon 1,00 0,00 0,58 1,00 0,00 0,00 1,00 0,00 0,00 1,00 Temperatur [ C] 39,31 44,00-35,00-35,38-35,38 88,99-11,91 46,95 78,76 61,00 Trykk [bar] 8,00 1,01 28,60 28,10 28,10 25,00 24,50 14,00 14,50 50,00 Molstrøm [kmol h 1 ] 159,89 121,49 158,37 92,61 65,75 25,92 39,83 14,69 11,23 132,45 Massestrøm [kg h 1 ] 4234, , , , , , ,65 682,83 644, ,26 x H2O 0,009 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x CO2 0,007 0,000 0,007 0,007 0,006 0,000 0,010 0,000 0,000 0,008 x Metan 0,527 0,000 0,532 0,753 0,219 0,000 0,362 0,000 0,000 0,636 x Etan 0,233 0,002 0,235 0,155 0,349 0,001 0,575 0,001 0,000 0,281 x Propan 0,128 0,032 0,130 0,027 0,274 0,624 0,046 0,828 0,356 0,033 x i Butan 0,011 0,010 0,012 0,001 0,026 0,067 0,000 0,058 0,079 0,001 x n Butan 0,034 0,049 0,035 0,002 0,081 0,205 0,000 0,112 0,326 0,001 x i Pentan 0,005 0,019 0,005 0,000 0,013 0,033 0,000 0,000 0,075 0,000 x n Pentan 0,007 0,034 0,007 0,000 0,018 0,044 0,000 0,000 0,103 0,000 x n Hexan 0,004 0,067 0,004 0,000 0,010 0,027 0,000 0,000 0,061 0,000 x n Heptan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Oktan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Nonan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x C10+ 0,000 0,787 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x Nitrogen 0,033 0,000 0,034 0,055 0,004 0,000 0,007 0,000 0,000 0,040 17

24 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER Energiforbruk Beregningen av energiforbruket for tilfellet med destillasjon etterfulgt av absorpsjon er forklart i delkapittel Tabell 4.6 viser energiforbruket for dette alternativet. Tabell 4.6: Tabellen viser energiforbruket for tilfellet med destillasjon etterfulgt av absorpsjon, mindre enheter er ikke skrevet inn, men kan være medregnet i totalen. Enhet Eekt [kw] V D-1 308,3 V-2 103,6 V-3 43,8 K-1 766,1 K-2 67,1 K-3 79,7 K-4 370,1 KO-1 5,7 KO-2 6 KO-3 20,2 KO-4 209,2 KO-6 133,1 Propankjøling 237,6 Totalt 3057,7 18

25 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER 4.4 Alternativ 3: Destillasjon med uttak av LPGdirekte For å redusere antall enheter ble det forslått å simulere en stor destillasjonskolonne der LPG ble tatt ut midt i kolonnen. Dette setter større krav til optimalisering av kolonnen og det ble eksperimentert med forskjellige trykk, temperaturer, antall trinn og spesikasjoner. God separasjon ble oppnådd ved 7 bar og 20 C. Antall trinn ble satt til 30 og kolonnen ble spesisert med en gjennvinningsgrad av pentan i bunnproduktet på 99% for å unngå mye pentan i LPG-produktet. Det ble også spesisert en gjennvinningsgrad av propan på 85% i LPG-produktet for å unngå tap av propan i topproduktet. Dette fører til en total gjennvinningsgrad av propan og butan på 62%. LPGproduktet inneholder i tillegg mer tyngre komponenter enn LPG-produktet for de andre tilfellene Strømegenskaper De viktigste strømegenskapene og komposisjonene til strømmene, hentet fra HYSYS simuleringen, er vist i tabell

26 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER Tabell 4.7: Tabellen viser strømegenskapene og molfraksjonen til strømmene i alternativet med destillasjon med direkte uttak av LPG Strøm R R Gassfraksjon 0,00 0,12 0,00 1,00 1,00 1,00 0,00 0,81 1,00 0,00 Temperatur [ C] 39,53 96,25 96,25 96,25 39,79 95,98 40,00 40,00 40,00 40,00 Trykk [bar] bar 7,99 2,79 2,79 2,79 1,01 2,79 3,29 8,00 8,00 8,00 Molstrøm [kmol h 1 ] 131,08 131,63 115,21 16,42 0,70 17,11 0,55 16,56 13,49 3,07 Massestrøm [kg h 1 ] 16901, , ,18 736,80 28,26 765,06 48,93 716,13 531,92 184,21 x H2O 0,002 0,002 0,000 0,015 0,071 0,018 0,001 0,018 0,009 0,059 x CO2 0,001 0,001 0,000 0,004 0,004 0,004 0,000 0,004 0,005 0,000 x Metan 0,017 0,017 0,001 0,127 0,114 0,127 0,002 0,131 0,159 0,007 x Etan 0,036 0,036 0,007 0,240 0,275 0,242 0,019 0,249 0,293 0,057 x Propan 0,054 0,054 0,022 0,280 0,281 0,280 0,074 0,287 0,310 0,184 x i Butan 0,010 0,010 0,006 0,039 0,033 0,038 0,024 0,039 0,037 0,049 x n Butan 0,041 0,042 0,028 0,138 0,112 0,137 0,117 0,138 0,120 0,216 x i Pentan 0,016 0,016 0,014 0,035 0,033 0,035 0,067 0,034 0,021 0,087 x n Pentan 0,030 0,030 0,027 0,055 0,045 0,055 0,136 0,052 0,029 0,152 x n Hexan 0,063 0,064 0,065 0,057 0,029 0,056 0,358 0,046 0,013 0,190 x n Heptan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Oktan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Nonan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x C10+ 0,729 0,727 0,830 0,007 0,001 0,007 0,202 0,000 0,000 0,000 x Nitrogen 0,000 0,000 0,000 0,003 0,001 0,003 0,000 0,003 0,003 0, Oljeprodukt 1-LTLP NG1 2HTLP NG2 3-tung LPG-produkt NG-produkt Gassfraksjon 1,00 0,00 0,67 1,00 0,91 1,00 0,00 0,00 1,00 Temperatur [ C] 39,44 39,79-40,00-40,00 19,80-41,56 110,48 2,94 49,27 Trykk [bar] 8,00 1,01 19,80 19,80 7,80 6,50 7,00 6,72 50,00 Molstrøm [kmol h 1 ] 155,67 118,20 154,18 103,63 50,55 26,93 2,63 20,99 130,56 Massestrøm [kg h 1 ] 4035, , , , ,76 733,03 198,21 974, ,30 x H2O 0,009 0,008 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x CO2 0,007 0,000 0,007 0,008 0,005 0,010 0,000 0,001 0,008 x Metan 0,541 0,000 0,546 0,734 0,160 0,296 0,000 0,007 0,643 x Etan 0,237 0,006 0,239 0,177 0,365 0,605 0,000 0,102 0,266 x Propan 0,116 0,020 0,117 0,028 0,299 0,084 0,000 0,612 0,040 x i Butan 0,010 0,006 0,010 0,001 0,029 0,000 0,001 0,069 0,001 x n Butan 0,030 0,027 0,030 0,002 0,088 0,000 0,038 0,208 0,001 x i Pentan 0,005 0,020 0,005 0,000 0,015 0,000 0,284 0,002 0,000 x n Pentan 0,007 0,035 0,007 0,000 0,022 0,000 0,411 0,001 0,000 x n Hexan 0,005 0,069 0,005 0,000 0,014 0,000 0,265 0,000 0,000 x n Heptan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Oktan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x n Nonan 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 0,000 x C10+ 0,000 0,809 0,000 0,000 0,000 0,000 0,002 0,000 0,000 x Nitrogen 0,034 0,000 0,035 0,050 0,003 0,005 0,000 0,000 0,041 20

27 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER Energiforbruk Beregningen av energiforbruket for tilfellet med destillasjon etterfulgt av absorpsjon som forklart i delkapittel Tabell 4.8 viser energiforbruket for dette alternativet. Tabell 4.8: Tabellen viser energiforbruket for tilfellet med destillasjon med direkte uttak av LPG. Små varmere og kjølere er ikke tatt med i beregningen. Enhet Eekt [kw] V-1 643,6 V-2 246,4 D-1 90,8 E ,1 E105 45,9 E101 50,7 E ,3 E109 14,1 Propankjøling 272,0 KO-1 0,7 KO-2 4,3 KO-3 14,4 KO-4 204,7 KO-6 21,2 KO-7 88,7 Totalt 2796,0 21

28 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER 4.5 Sammenligning av produksjon og energiforbruk Oljeproduksjonen for anlegget er relativt likt for alle alternativene, men basistilfellet har litt lavere produksjon enn de andre. Dette skyldes i all hovedsak at komponenter som butan, pentan og heksan ble dampet av i frefaseseparatoren S-2. Forskjellen er likevel ikke mer enn 300 kg h 1, noe som tilsvarer ca 100 fat i timen. Et diagram som sammenligner oljeproduksjonen for de re tilfellene er gitt i gur 4.1. Basistilfellet produserer mest naturgass, Oljeproduksjon i kg/h 1.7 x 104 Oljeproduksjon Basis Alternativ 1 Alternativ 2 Alternativ 3 Figur 4.1: Diagrammet sammenligner oljeproduksjonen for de re tilfellene men denne gassen inneholder også tyngre hydrokarboner og vann. De tyngre hydrokarbonene blitt sendt til oljeproduktet, mens vannet må fjernes før gassen kan selges til full pris. Alle LPG-alternativene har relativt lik produksjon. Et diagram som sammenligner naturgassproduksjonen for de re tilfellene er gitt i gur 4.2. Alternativ 3 (Destillasjon med uttak av LPG-direkte) produserer klart mest LPG, men dette har gått utover oljeproduksjonen. Sammenlignes innholdet i LPG-blandingen, inneholder alternativ 3 mer tyngre komponenter (selv om 22

29 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER 4500 Naturgassproduksjon Naturgassproduksjon i kg/h Basis Alternativ 1 Alternativ 2 Alternativ 3 Figur 4.2: Diagrammet sammenligner naturgassproduksjonen for de re tilfellene den er innenfor spesikasjon). Et diagram som sammenligner LPG-produksjonen for de tre tilfellene er gitt i gur 4.3. Alternativ 1 (Absorpsjon etterfulgt av destillasjon) har lavere energiforbruk enn basistilfellet. Dette blir diskutert i 7.4. Et diagram som sammenligner energiforbruket for de re tilfellene er gitt i gur

30 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER 1000 LPG-produksjon LPG-produksjon i kg/h Alternativ 1 Alternativ 2 Alternativ 3 Figur 4.3: Diagrammet sammenligner LPG-produksjonen for de tre tilfellene 24

31 KAPITTEL 4. FLYTSKJEMABEREGNINGER 3500 Energiforbruk Energiforbruk i kw/h Basis Alternativ 1 Alternativ 2 Alternativ 3 Figur 4.4: Diagrammet sammenligner energiforbruket for de re tilfellene 25

32 KAPITTEL 5. KOSTNADSBEREGNINGER Kapittel 5 Kostnadsberegninger I beregningene av utstyrskostnader er det benyttet ere ulike kostnadsmodeller. For å ta hensyn til endringen i marked og pengeverdi over tid er alle kostnader skalert etter en kostnadsindeks for kjemiske prosessanlegg, CE- PCI (Chemical Engineering Plant Cost Index ) som blir utgitt av Chemical Engineering Magazine. Alle prisene er skalert til september 2014 [Chemical Engineering Mag., 2014, p.186]. Dersom annet ikke er spesisert er kostnader i rapporten gitt i september 2014-verdi. Skaleringen foretas som vist i ligning (5.1). [Sinnot and Towler, 2009, p.317]. Kostnadsindeks år B Kostnad år B = Kostnad år A (5.1) Kostnadsindeks år A Alle prosessenheter er antatt å være utformet i standard karbonstål, da prosessanlegget ikke behandler korrosive materialer. Å utforme prosessanlegget i karbonstål vil også bidra til å holde utstyrskostnadene nede. 5.1 Separatorer Størrelsen på de horisontale separatorene ble beregnet med utgangspunkt i en antatt væskeoppholdstid på 5 minutter, og 50% væskefylling. Det ble videre antatt at separatorens lengde var 3 ganger diameteren. [Sinnot and Towler, 2009, Kap. 10.9]. Separatorens diameter ble bestemt ved å beregne det akkumulerte væskevolumet i løpet av oppholdstiden. Et uttrykk for beregningen av denne diameteren er gitt ved (5.2). Uttrykket for D v er utledet i (C.1) D v = 3 4Vv (5.2) 3π Vertikale separatorer ble dimensjonert med utgangspunkt i en antatt væskeoppholdstid på 3 minutter, samt synkehastigheten for væskedråper i separatoren. Sistnevnte ble beregnet med ligning (C.2) [Sinnot and Towler, 2009, Kap ]. Diameteren i kolonnen ble så bestemt slik at hastigheten av gassen gjennom kolonnen ikke overstige synkehastigheten for væskedråper (C.3). Denne diameteren ble så rundet opp til nærmeste standard størrelse, gitt i inkrementer på 6 inches (15,24 cm). Separatorenes høyde ble i hovedsak estimert ved bruk av (C.4). Noen av de vertikale separatorene er knockoutdrums med svært lite akkumulert væske. I disse tilfellene er høyden satt til 2 ganger diameteren for å holde utstyrskostnader lave. 26

33 KAPITTEL 5. KOSTNADSBEREGNINGER Oversikt over alle separatorene for de forskjellige alternativene er gitt i tabell 5.1. Tabell 5.1: Tabellen viser størrelser og priser for alle separatorer og tanker. Strek (-) betyr at verdien ikke er regnet ut eksplisitt. Alternativ Enhet Diameter [m] lengste side [m] Vekt [kg] Volum [m 3 ] Pris USD 2014 Basecase S-1 1,5 4, , S-2 1,2 3, , Lagertank Olje F-1 0,4 0, F-2 0,3 1, KD-1 0,5 0, KD-2 0,5 0, Alternativ 1 S-1 1,5 4, , S-2 1,2 3, , Lagertank Olje F-1 0,3 0, F-2 0,3 0, KD-1 0,3 0, KD-2 0,5 0, F-3 0,3 2, Lagertank LPG , Alternativ 2 S-1 1,5 4, , S-2 1,2 3, , Lagertank F-1 0,3 0, F-2 0,3 1, KD-1 0,3 0, KD-2 0,5 0, F-3 0,3 5, Lagertank LPG , Alternativ 3 S-1 1,5 4, , S-2 1,2 3, , Lagertank F-1 0,3 0, F-2 0,3 1, KD-1 0,3 0, KD-2 0,5 0, F-3 0,5 3, Lagertank LPG , Varmere Grunnet anleggets størrelse ble det valgt å bruke elektrisk oppvarming for strømmene, dette fører til at man unngår den lave eektiviteten til fyrgassovner eller kostbare dampanlegg. Elektriske varmere har også tilnærmet 100% eektivitet. Det nnes dog lite oentlig tilgjengelig data om elektriske varmere i industriell skala. Kostnadsmodellen som er brukt i beregningene er å 27

34 KAPITTEL 5. KOSTNADSBEREGNINGER ta utgangspunkt i en industriell Flange and Screw Plug circulation heater fra Durex industries [Durex Industries Inc., 2012]. Disse yter en varmeuks på maksimalt 100 W/inch 2. For å ha en viss eksibilitet i anlegget er det antatt at disse normalt opererer med 50% av maksimal eekt (50 W/inch 2 ). Da det ikke lyktes å nne kostnadsmodeller for disse enhetene er kostnaden beregnet som en Double tube varmeveksler i henhold til [Sinnot and Towler, 2009, s. 313]. Formelen for utregning av prisen på varmerene kan sees i ligning (5.3), hvor Q står for varmeeekten og q står for varmeuksen. Pris (2014-USD) = ( (Q/q)) 578, 9 (5.3) 509, 7 Prisene for varmerne for de forskjellige tilfellene er gitt i tabell 5.2. I simuleringen er det lagt til ere varmere for lettere utregninger, disse har eekt på mindre enn 10 kw og er derfor ikke regnet med blant hovedenhetene i anlegget. Tabell 5.2: Tabellen viser prisen på varmere i de ulike tilfellene. Varmeren 2R står på resirkulasjonstrømen og er ikke inntegnet på ytskjemaer. Enhet Eekt [kw] Pris (2014), USD Basistilfelle V-1 871, R 23, Alternativ 1 V-1 368, R 2, V-1R 55, Alternativ 2 V-1 643, R 5, V-2 103, V-3 43, Alternativ 3 V-1 611, V-2 234, Destillasjons- og absorbsjonskolonner Diameter for destillasjons- og absorpsjonskolonner ble beregnet ved bruk av ligning (C.3). Det ble antatt sieve trays i alle kolonnene for å minimere utstyrskostnadene. Videre ble det antatt en generell avstand på 0,5 meter mel- 28

35 KAPITTEL 5. KOSTNADSBEREGNINGER lom hvert trinn. Den totale høyden ble beregnet fra trinnavstanden og antall trinn. Det ble besluttet å benytte elektriske reboilere på grunn av lave energibehov. Kostnaden for disse ble estimert ved bruk av ligning (5.3). Propankjøleanlegget ble benyttet for å levere kjøling til kondensatorene. Kondensatorenhetene ble kostnadsestimert etter faktormetoden (B.1). Det ble besluttet å i hovedsak bruke Double Pipe varmevekslere som utgangspunkt da disse generelt har en lavere kostnad, samt at arealbehovet er forholdsvis lite. Alle enhetene ble beregnet som Double Pipe Heat Exchangers, bortsett fra kondensatoren i destillasjonskolonnen med uttak i midten. Denne ble beregnet som en U-Tube Shell and Tube, på grunn av et større arealbehov enn i de andre tilfellene. Kostnader beregnet for absorpsjonskolonnene og destillasjonskolonnene vises i tabell 5.3. Tabell 5.3: Tabellen viser prisen på absorpsjonskolonner og destillasjonskolonner i hvert alternativ for LPG. Antall trinn for hver kolonne er også gitt. Enhet Antall trinn Pris 2014, USD Alternativ 1 D A Alternativ 2 D A Alernativt 3 D Luftkjølere En luftkjøler består i prinsippet av rør over en eller ere vifter. Rørene er påsatt mange små metallplater på utsiden for å fange luften og øke varmeoverføringsarealet. [Sinnot and Towler, 2009, tabell 12.1] ble benyttet for å nne en approksimativ verdi for varmeoverføringskoesienten U. Det ble antatt en utelufttemperatur på 20 C i beregningene, basert på normaltemperaturen for juni-august i Nord Dakota [Meteorologisk institutt, 2014]. Det nødvendige varmeoverføringsarealet ble så beregnet ved ligning (5.4). A = Q (5.4) T lm U Kostnaden for luftkjølere ble estimert ved hjelp av et nettbasert verktøy [Matches, 2014] basert på faktormetoden som beskrevet i (B.1). Nettste- 29

36 KAPITTEL 5. KOSTNADSBEREGNINGER det oppgir ikke hvilke koesienter eller hvilket datagrunnlag som benyttes i beregningene. Kostnadsestimatene ble derfor kontrollert mot en annen kilde, som angir en kostnadsmodell fra 1970 [Green and Perry, 2008, tabell 11.18]. Estimatene fra denne ble så oppskalert til dagens verdier ved hjelp av CEPCI-faktorer (5.1). De to modellene gav samsvarende verdier. Kostnadsestimatene fra nettstedet ble ansett som best da disse verdiene sannsynligvis har et bedre datagrunnlag for dagens økonomi enn modellen utviklet for markedet i Det er derfor kun disse tallene som er brukt videre i prosjektet. Noen av luftkjølerene har et rent rørareal som er mindre enn grenseverdien for kostnadsmodellen. For disse er kostnaden beregnet basert på et areal lik 3, 7m 2, (40ft 2 ) som en minste verdi for en kjøler. En oversikt over luftkjølerenes dimensjon og kostnad nnes i tabell 5.4, 5.5, 5.6 og 5.7. Tabell 5.4: Tabellen viser dimensjoner for luftkjølerene i baseacse. Det oppgitte arealet er det rene rørarealet for kjøleenheten. Utløpstemperaturen for alle enhetene ble satt til 40 C. Arealene merket med (*) er mindre enn kostnadsmodellens beregninger. For disse kjølerene er kostnaden beregnet ved et areal lik 3, 7m 2. Enhet T inn [ C] T lm [ C] Q [W] U [W m 2 C] Areal [m 2 ] Kostnad [USD] K-1 68,09 32,01 2, , K-2 83,54 37,67 5, ,71* K-3 83,90 37,79 4, ,40* K-4 134,6 54,19 2, , Tabell 5.5: Tabellen viser dimensjoner for luftkjølerene i absdest. Det oppgitte arealet er det rene rørarealet for kjøleenheten. Utløpstemperaturen for alle enhetene ble satt til 40 C. Arealene merket med (*) er mindre enn kostnadsmodellens beregninger. For disse kjølerene er kostnaden beregnet ved et areal lik 3, 7m 2. Enhet T inn [ C] T lm [ C] Q [W] U [W m 2 C] Areal [m 2 ] Kostnad [USD] K-1 68,09 32,02 2, , K-2 83,54 37,67 5, ,71* K-3 83,90 37,79 4, ,40* K-4 133,0 53,71 2, ,