báo cáo thực tập dung quất

Báo cáo th c t p t t nghi pự ậ ố ệ

LỜI MỞ ĐẦU

Sau gần 5 năm học, được các thầy cô truyền đạt cho những kiến thức chuyên ngành và trong đợt thực tập tại Nhà máy Lọc dầu Dung Quất này đã củng cố và tăng thêm cho chúng em những hiểu biết về chuyên môn từ kiến thức đến kinh nghiệm thực tế.

Đây là lần đâu tiên chúng em được thực tập tại Nhà máy lọc dầu lớn nhất Việt Nam, được tiếp xúc với công nghệ hiện đại, với môi trường làm việc đầy áp lực và tác phong công nghiệp cũng như những quy định an toàn nghiêm ngặt của nhà máy lớn ….tuy thời gian chỉ 3 tuần nhưng nó đã mang lại cho chúng em rất nhiều kiến thức bổ ích về chuyên môn, về cách định hướng cho công việc của mình sau này.

Vì vậy chúng em xin chân thành cảm ơn bộ môn Công Nghệ Hữu cơ-Hóa dầu trường ĐHBK Hà Nội cùng ban lãnh đạo và các anh chị Kỹ sư làm việc trong Nhà máy Lọc hóa dầu Dung Quất đã tạo điều kiện cho chúng em có đợt thực tập này.

Hà nội, tháng 3 năm 2012

Sinh viên thực hiện:

La Tiến Nam

Phạm Sỹ Đăng

UOP CCR Page 1


Chương 1:

GIỚI THIỆU CHUNG VỀ NHÀ MÁY LỌC DẦU BÌNH SƠN

1.1 LỊCH SỬ HÌNH THÀNH NHÀ MÁY BÌNH SƠN

1.1.1 Giai đoạn 1977-1991

Năm 1977 dự án Liên hợp lọc hóa dầu đầu tiên được thực hiện tại Nghi Sơn

- Thanh Hóa do Công ty Beicip của Pháp trên cơ sở nguồn tài trợ từ quỹ UNICO,

với công suất 6 triệu tấn/năm.

Nhưng đến năm 1979 dự án bị dừng lại do gặp khó khăn về nguồn vốn.

Năm 1980 Việt nam hợp tác vói Liên Xô hai bên quyết định chọn Tuy Hạ- Long

Thành - Đồng Nai làm nơi đặt dự án liên hợp lọc hóa dầu.

Đầu năm 1990, tuy đã tiến hành san lấp 3000 ha mặt bằng nhưng do sự thay

đổi tình hình chính trị và thể chế của Liên Xô nên dự án lại không thể tiếp tục.

1.1.2 Giai đoạn 1992-1996

Sau khi dự án Khu Liên hợp lọc - hóa dầu tại thành Tuy Hạ gặp trở ngại,

việc tiếp tục chuẩn bị xây dựng NMLD đầu tiên của Việt Nam được Chính phủ chỉ

đạo khẩn trương hơn. Công tác khảo sát và nghiên cứu lựa chọn địa điểm xây dựng

nhà máy được tiến hành tại nhiều khu vực dọc bờ biển Việt Nam.

Năm 1992, Chính phủ chủ trương mời một số đối tác nước ngoài liên doanh

đầu tư xây dựng nhà máy lọc dầu, trong đó có Liên doanh

Petrovietnam/Total/CPC/CIDC do Total (Pháp) đứng đầu; CPC (Chinese

Petroleum Corp) và CIDC (Chinese Investment Development Corp) của Đài Loan

(Trung Quốc). Total đề xuất địa điểm xây dựng NMLD tại Long Sơn, tỉnh Bà Rịa -

Vũng Tàu.

Tháng 2-1994, Tổng công ty Dầu khí Việt nam(PV) cùng các đối tác trên dự

kiến đặt nhà máy tại Đầm Môn – Văn Phong – Khánh Hòa.

UOP CCR Page 2


Cũng trong năm 1994, sau những khảo sát tình hình địa chất, địa hình các dự án

xây dựng nhà máy lọc dầu số 1 được dự kiến đặt tại:

- Nghi Sơn – Thanh Hóa

- Hòn La – Quảng Bình

- Dung Quất – Quảng Ngãi

- Văn Phong – Khánh Hòa

- Long Sơn – Bà Rịa – Vũng Tàu

Sau khi đưa ra các địa điểm đặt nhà máy các nhà chức trách bắt đầu phân

tích các ưu nhược điểm của từng địa điểm;

Ngày 9 – 11 – 1994 Thủ Tướng Chính Phủ Võ Văn Kiệt quyết định chọn Dung

Quất– Quảng Ngãi làm địa điểm đặt nhà máy, vì những lý do sau:

Do nó nằm giữa hai ngọn đồi tạo thành gọng kìm tránh được thiên tai, gió

bão

Dung Quất là khu đồi núi nên giảm được kinh phí cho việc san lấp mặt bằng

và san lấp cũng dễ dàng

Nhằm thúc đẩy đời sống kinh tế khu vực miền Trung đặc biệt là Quảng

Ngãi.

Thuận lợi cho việc cập cảng của các tàu trọng tải lớn vì ở đây có cảng nước

sâu.

Dự án được thực hiện với tổ hợp các đối tác, gồm PetroVietnam, Total, CPC và

CIDC.

Tháng 9 – 1995 Total đã rút khỏi dự án do không đạt được thỏa thuận về vị

trí đặt nhà máy. Để tiếp tục triển khai dự án, theo chỉ đạo của Thủ tướng Chính

phủ, Tổng công ty dầu khí Việt Nam đã khẩn trương soạn thảo và trình Chính phủ

phê duyệt hướng dẫn đầu bài Nhà máy lọc dầu số I và mời các đối tác khác thay

thế Total tham gia dự án.

Ngày 15/02/1996, Tổng công ty Dầu khí và các đối tác nước ngoài là LG

(Hàn Quốc), Stone & Webster (Mỹ), Petronas (Malaysia), Conoco (Mỹ), CPC và

UOP CCR Page 3


CIDC (Đài Loan) đã ký tắt thỏa thuận lập Luận chứng khả thi chi tiết Nhà máy lọc

dầu số I.

Ngày 05/03/1996, lễ ký chính thức thỏa thuận lập Luận chứng khả thi chi tiết Nhà

máy lọc dầu số I được tiến hành.

Đến cuối năm 1996 các đối tác nước ngoài xin rút khỏi dự án do không được

phê chuẩn một số yêu cầu về kinh tế.

1.1.3 Giai đoạn 1997-1998

Ngày 3- 1997, được sự đồng ý của Thủ tướng Chính phủ, để đảm bảo khách

quan và độ tin cậy của Luận chứng nghiên cứu khả thi, Tổng công ty dầu khí Việt

Nam đã thuê Công ty Foster Wheeler Energy Limited (Anh) và UOP (Mỹ) làm tư

vấn trong quá trình xây dựng Luận chứng.

Ngày 10- 7-1997 Thủ tướng Chính phủ đã ra Quyết định phê duyệt dự án

Nhà máy lọc dầu số I - Dung Quất theo hình thức Việt Nam tự đầu tư với công suất

chế biến 6,5 triệu tấn dầu thô/năm, tổng vốn đầu tư 1,5 tỷ USD, bao gồm cả chi phí

tài chính. Tổng Công ty dầu khí Việt Nam được Chính phủ giao làm Chủ đầu tư

của dự án.

Ngày 08-01-1998, Lễ động thổ khởi công xây dựng Nhà máy lọc dầu số I đã

được tiến hành tại xã Bình Trị, huyện Bình Sơn, tỉnh Quảng Ngãi.

Năm 1998, trong lúc PV đang triển khai dự án thì cuộc khủng hoảng kinh tế

khu vực châu Á diễn ra làm ảnh hưởng đến nền kinh tế của các nước trong khu

vực, vì vậy việc huy động vốn thực hiện dự án gặp khó khăn. Trước tình hình đó,

Chính phủ đã quyết định chọn đối tác nước ngoài để đầu tư thực hiện dự án theo

hình thức liên doanh.

1.1.4 Giai đoạn 1999 - 2003

Ngày 25 – 8 – 1998 Chính phủ Việt Nam và Chính phủ Nga thiết lập hợp

đồng Việt – Nga với vốn đầu tư 50 – 50%.

UOP CCR Page 4


Ngày 28-12-1998, Công ty Liên doanh Nhà máy lọc dầu Việt - Nga

(Vietross) chính thức được thành lập.

Song trong quá trình thực hiện, hai bên không đạt sự đồng thuận đối với một

số vấn đề quan trọng như việc thuê tư vấn quản lý dự án, quyết định sử dụng các

nhà thầu phụ, các nhà cung cấp thiết bị, phương án phân phối sản phẩm và một số

giải pháp hoàn thiện cấu hình công nghệ, nâng cao chất lượng và chủng loại sản

phẩm của nhà máy v…v. Nên phía Nga chấp thuận phương án rút khỏi dự án để

chuyển giao lại toàn bộ quyền lợi và nghĩa vụ của mình trong Liên doanh sang phía

Việt Nam.

Ngày 5 – 1 – 2003 Công ty liên doanh Vietross chấm dứt hoạt động.

1.1.5 Giai đoạn 2003 đến 2005

Sau khi phía Nga rút khỏi Liên doanh Vieross, dự án xây dựng NMLD Dung

Quất trở lại với phương án tự đầu tư. Ngày 12 tháng 02 năm 2003, Tổng công ty

dầu khí Việt Nam đã thành lập Ban QLDA NMLD Dung Quất để triển khai dự án

xây dựng NMLD theo phương án Việt Nam tự đầu tư.

Ngày 17 – 5 – 2005 hợp đồng EPC 1+4(gồm công nghệ, hệ thống nhập dầu

thô ) đã được ký kết giữa Petrovietnam và Tổ hợp nhà thầu Technip (Công

ty Technip France (Pháp), Technip Geoproduction (Malaysia), JGC (Nhật Bản),

Tecnicas Reunidas (Tây Ban Nha) thực hiện, trong đó Technip France (Pháp) đứng

đầu). Quá trình thực hiện dự án, tổng thầu Technip đã sử dụng hơn 100 nhà thầu

phụ và nhà cung cấp thiết bị, dịch vụ của Việt Nam.

Ngày 24-8-2005, Hợp đồng EPC 2+3 bao gồm khu bể chứa dầu thô, đường

ống dẫn sản phẩm, khu bể chứa và cảng xuất sản phẩm được Petrovietnam ký kết

với Tổ hợp nhà thầu Technip. Tổng mức đầu tư của dự án theo Quyết định là 2,501

tỷ USD (chưa bao gồm chi phí tài chính).

Ngày 28-11-2005, Lễ khởi công các gói thầu EPC 1+2+3+4 được Tổ hợp

Nhà thầu Technip phối hợp với Petrovietnam tổ chức tại hiện trường xây dựng nhà

máy.

UOP CCR Page 5


1.1.6 Giai đoạn 2008 đến 2009

Ngày 9 – 6 – 2008 ra mắt Công ty TNHH một thành viên Lọc – Hóa dầu

Bình Sơn.

Đến ngày 30 – 11 – 2008 nhà máy đã đón chuyến tàu dầu thô đầu tiên đưa

vào chế biến.

1.1.7 Giai đoạn 2009 đến nay

Ngày 22 – 2 – 2009 nhà máy đón dòng dầu thương mại đầu tiên.

Ngày 27 – 5 – 2009 nhà máy giao nhận lô sản phẩm đầu tiên.

Ngày 30 – 5 – 2010 ban nhà thầu Technip bàn giao công nghệ.

Ngày 23 – 10 – 2009 các nhà thầu thông báo tất cả các phân xưởng kết nối

vận hành thành công 14/14 phân xưởng.

Ngày 14 – 7 – 2010 phân xưởng polypropylene cho ra hạt nhựa đầu tiên.

Ngày 6 – 1 – 2011 lễ khánh thành nhà máy Lọc-Hóa dầu Bình Sơn.

Ngày 13 – 9 – 2011 tiến hành khởi động lại nhà máy sau 2 tháng bảo dưỡng.

1.2 GIỚI THIỆU TỔNG QUAN VỀ NHÀ MÁY LỌC DẦU BÌNH SƠN

1.2.1 Giới thiệu các gói thầu trong Nhà máy.

Cả nhà máy chia làm 8 gói thầu, trong đó gói thầu số 6 là san lắp mặt bằng do thi

công từ đầu nên đã bỏ.

- Gói thầu EPC số 1: Các phân xưởng công nghệ, năng lượng phụ trợ trong

hàng rào nhà máy.

- Gói thầu EPC số 2 : Khu bể chứa dầu thô.

- Gói thầu EPC số 3 : Hệ thống ống dẫn sản phẩm, khu bể chứa sản phẩm, các

bến xuất đường biển và đường bộ.

- Gói thầu EPC số 4 : Hệ thống nhập dầu thô, gồm phao rót dầu một điểm neo

(SPM) và hệ thống ống ngầm dẫn dầu thô đến khu bể chứa dầu thô.

- Gói thầu EPC số 5A : Đê chắn sóng bảo vệ bến xuất sản phẩm.

- Gói thầu EPC số 5B : Bến xuất sản phẩm bằng đường biển.

UOP CCR Page 6


- Gói thầu EPC số 7 : Khu nhà hành chính, điều hành.

1.2.2 Địa điểm,vị trí và diện tích sử dụng của nhà máy

Địa điểm: Đặt tại Khu kinh tế Dung Quất, thuộc địa bàn các xã Bình Thuận

và Bình Trị, huyện Bình Sơn, tỉnh Quảng Ngãi

Diện tích sử dụng: Mặt đất khoảng 338 ha; mặt biển khoảng 471 ha.

Trong đó:

Khu nhà máy chính = 110 ha

Khu bể chứa dầu thô = 42 ha

Khu bể chứa sản phẩm = 43,83 ha

Khu tuyến dẫn dầu thô, cấp và xả nước biển = 17 ha

Tuyến ống dẫn sản phẩm = 77,46 ha

Cảng xuất sản phẩm = 135 ha

Hệ thống phao rót dầu không bến, tuyến ống ngầm dưới biển và khu vực

vòng quay tàu = 336 ha

UOP CCR Page 7


Sơ đồ vị trí đặt nhà máy

Mặt bằng dự án gồm có 4 khu vực chính: các phân xưởng công nghệ và phụ trợ;

khu bể chứa dầu thô; khu bể chứa sản phẩm cảng xuất sản phẩm; phao rót dầu

không bến và hệ thống lấy và xả nước biển. Những khu vực này được nối với nhau

bằng hệ thống ống với đường phụ liền kề.

1.2.3 Công suất và nguyên liệu của nhà máy

Công suất chế biến: 6,5 triệu tấn dầu thô/năm; tương đương 148.000

thùng/ngày).

Nguyên liệu: dầu Bạch Hổ, dầu Đại Hùng, Dragon, Tê Giác Trắng, Yellow

Tuna, Champion.

UOP CCR Page 8


Chương 2:

GIỚI THIỆU KHÁI QUÁT VỀ CÁC PHÂN XƯỞNG CỦA NHÀ MÁY

2.1 Giới thiệu công nghệ và mặt bằng bố trí các phân xưởng trong nhà máy

2.1.1 Các phân xưởng trong Nhà máy

Phân xưởng công nghệ là phân xưởng quan trọng nhất trong các gói thầu, nó

bao gồm 9 khu vực.Các khu vực được phân chia như sau:

Khu vực Các phân xưởng

Khu 1A

12 – NHT: naphta hydro treating

13 – CCR: reforming xúc tác

23 – ISOM: isome hóa; 2 phân xưởng 13 và 23 là phân xưởng thu

xăng trị số octan cao.

Khu 1B

11 – CDU: chưng cất khí quyển

14 – KTU :xử lý kerosen

37 – Fuel-gas: khí nhiên liệu được đốt để gia nhiệt cho các phân

xưởng

Khu 2

15 – RFCC: Cracking xúc tác tầng sôi

16 – TLU : xử lý khí hóa lỏng

17 – NTU : Xử lý naphta của RFCC, đây cũng là phân xưởng nhận

xăng

21 – PRU : thu hồi propylene, trong đó tháp tách propanpropylene

cao 81.3m

18 – SWS: xử lý nước chua

UOP CCR Page 9


Khu 3

19 – ARU : Tái sinh amin

20 – CNU : trung hòa kiềm trước khi thải ra môi trường(PH=6.5-7.5)

22 – SRU : thu hồi lưu huỳnh

24 – LCO-HDT: xử lý diezel bằng hydro.

58 – ETP : khu xử lý nước thải

Khu

Cold

Utility

31 – water: nước sinh hoạt, nước deion, nước uống

33 – Cooling water

34 – Sea water intake: lấy nước biển làm mát

35 – Instrument/Plant air

36 – Nitrogent plant

37 – Fuel gas

39 – Caustic supply

57 – Flare: đuốc cao 115m

59 – Fire water: có 2 bể

100 – RO: tách silic

Hot

Utility

32 – Steam: - Low pressure steam(LPS): 3–6 kg/cm2

- MPS: 14-16 kg/cm2

- HPS: 40-42 kg/cm2

- HHPS: 100-105 kg/cm2

40 – STG: trạm điện; có 4 máy phát trong đó 3 máy phát chạy với

công suất 50%,50%, 100%, máy còn lại dự phòng

38 – Fuel oil

51 – Intermediate tankge: có 23 bể chứa trung gian

54 – Blending Unit: bộ phận phối trộn

UOP CCR Page 10


Offsite

P1

55 – Flushing oil: sử dụng LGO từ CDU để rửa sạch đường ống

56 – Slops oil: là nơi thu gom dầu thải từ các phân xưởng sau đó

dùng làm nguyên liệu cho quá trình CDU, RFCC

60 – Crude oil tankge: gồm 8 bể, mỗi bể dung tích 65000m3, cao

22.4m, đường kính 69m

Offsite

P3/Jetty

52 – Product tankge: gồm 22 bể trong đó có: 5 bể chứa xăng, 3 bể

propylene, 5 bể cầu LPG, 1 slops oil

53 – Truck loading: xuất đường bộ, chỉ xuất cho những khu vực xung

quanh, mỗi xe chỉ được khoảng 12 m3

81 – Jetty Topside: có 6 cầu cảng: 4 cầu cảng gần mỗi tàu chở được

1000-5000m3, 2 cầu cảng xa mỗi tàu chở được 15000-30000m3

82 – SPM(single point mooring): d=12m, cao 5m(3,75m dưới mặt

biển)

71 – Interconnecting pipleline P1 P3: có12 tuyến ống: 8 tuyến ống

dẫn sản phẩm và 4 tuyến ống phụ trợ, dài 7km.

72 - Interconnecting pipleline P3 Jetty: có 15 tuyến ống: 10 tuyến

ống dẫn sản phẩm, 5 tuyến ống phụ trợ dẫn dầu thải và nước dằn tàu,

dài 3km

UOP CCR Page 11


2.1.2 Sơ đồ bố trí các phân xưởng theo mặt bàng nhà máy

UOP CCR Page 12

Admin Utility Process

Biển

60 34 57

32

40

58

KV2 21 16

17 15

SS1(Trạm điện

trung tâm)

KV1B 11

37 14

CCC(phòng điều

khiển trung tâm)

KV1A 12

23

13

38 59

36 39

35

31

KV3 19 18

20 24

51 KVPP PP

RO


2.2 CÁC PHÂN XƯỞNG TRONG NHÀ MÁY

2.1.1 Phân xưởng Chưng cất dầu thô (Unit 011 – CDU)

Mục đích: Phân xưởng chưng cất dầu thô có nhiệm vụ phân tách dầu thô nguyên

liệu thành các phân đoạn thích hợp cho các quá trình chế biến tiếp theo trong Nhà

máy.

Nguyên liệu:

UOP CCR Page 13


Dầu thô: từ Khu bể chứa dầu thô (Unit 060).

Sản phẩm:

(1) LPG: đến phân xưởng Cracking xúc tác (Unit 015 – RFCC);

(2) Naphtha: đến phân xưởng Xử lý naphtha bằng hydro (Unit 012-NHT);

(3) Kerosene: đến phân xưởng Xử lý kerosene (Unit 014 – KTU);

(4) LGO: đến phân xưởng Pha trộn sản phẩm (Unit 054);

(5) HGO: đến phân xưởng Pha trộn sản phẩm (Unit 054);

(6) Cặn chưng cất: đến phân xưởng Cracking xúc tác (Unit 015 – RFCC).

2.1.2 Phân xưởng xử lý Naphtha bằng Hydro (Unit 012 – NHT)

Mục đích: Phân xưởng xử lý Naphtha bằng Hydro sử dụng thiết bị phản ứng một

tầng xúc tác cố định để khử các tạp chất Lưu huỳnh, Nitơ có trong FRN từ phân

xưởng CDU, chuẩn bị nguyên liệu cho phân xưởng ISOM và CCR.

Nguyên liệu:

(1) Naphtha: từ phân xưởng CDU;

(2) Hydro: từ phân xưởng CCR.

Sản phẩm:

(1) Naphtha nhẹ: đến phân xưởng Isomer hóa (Unit 023 – ISOM);

(2) Naphtha nặng: đến phân xưởng Reforming xúc tác (Unit 013-CCR).

2.1.3 Phân xưởng Reforming xúc tác (Unit 013 - CCR)

Mục đích: Phân xưởng Reforming sử dụng thiết bị phản ứng lớp xúc tác động để

chuyển hóa các Parafin trong nguyên liệu Naphtha nặng từ phân xưởng NHT thành

hợp chất thơm có chỉ số octane cao làm phối liệu pha trộn xăng.

Nguyên liệu:

Naphtha nặng: từ phân xưởng NHT;

Sản phẩm:

UOP CCR Page 14


(1) Reformate: có chỉ số Octane cao, là cấu tử pha trộn xăng có chất lượng cao;

(2) Hydro: hình thành từ quá trình thơm hóa Hydrocacbon, đáp ứng toàn bộ nhu

cầu Hydro trong nhà máy;

(3) LPG: phối trộn với các nguồn LPG khác trước khi được đưa sang bể chứa.

2.1.4 Phân xưởng xử lý Kerosene (Unit 014 - KTU)

Mục đích: phân xưởng KTU được thiết kế sử dụng kiềm để trích ly, làm giảm hàm

lượng Mercaptan, H2S, Naphthenic acide trong dòng Kerosene đến từ CDU đồng

thời tách loại toàn bộ nước có trong Kerosene trước khi đưa sang bể chứa.

Nguyên liệu:

Kerosene: từ phân xưởng CDU.

Sản phẩm:

Kerosene: đáp ứng tiêu chuẩn nhiên liệu phản lực Jet A1. Ngoài ra một phần

Kerosene thành phẩm có thể được sử dụng làm phối liệu cho để pha trộn DO/FO

khi cần.

2.1.5 Phân xưởng Cracking xúc tác tầng sôi (Unit 015 - RFCC)

Mục đích: phân xưởng Cracking xúc tác được thiết kế để cracking dòng nguyên

liệu nặng là cặn chưng cất thành nhiều dòng sản phẩm nhẹ có giá trị cao hơn như

naphtha, LCO...

Nguyên liệu:

Cặn chưng cất: từ phân xưởng CDU.

Sản phẩm:

(1) Off gas: sử dụng làm khí nhiên liệu trong nhà máy;

(2) Hỗn hợp C3/C4: làm nguyên liệu cho phân xưởng LTU trước khi được đưa

sang phân xưởng thu hồi Propylene;

(3) RFCC Naphtha: được đưa đi xử lý ở phân xưởng NTU sau đó đưa đi đến

bể chứa trung gian để pha trộn xăng;

UOP CCR Page 15


(4) Light Cycle Oil (LCO): được đưa đi xử lý ở phân xưởng LCO HDT sau đó

đưa đi đến bể chứa trung gian để pha trộn dầu Diesel;

(5) Decant Oil (DCO): làm nguyên liệu pha trộn FO hoặc làm dầu nhiên liệu

cho Nhà máy.

2.1.6 Phân xưởng xử lý LPG (Unit 016 - LTU)

Mục đích: phân xưởng LTU được thiết kế sử dụng kiềm để trích ly, làm giảm hàm

lượng Mercaptan, H2S, COS, CO2 khỏi dòng LPG nguyên liệu đến từ Gas Plant

của phân xưởng RFCC. Quá trình trích ly được tiến hành trong hai thiết bị mắc nối

tiếp trong đó dòng LPG và dòng kiềm di chuyển ngược chiều. LPG đã xử lý được

đưa sang phân xưởng thu hồi Propylene. Kiềm thải được đưa sang phân xưởng

trung hòa kiềm thải (CNU).

Nguyên liệu:

LPG: từ Gas Plant của phân xưởng RFCC.

Sản phẩm:

LPG: đã xử lý, được đưa sang phân xưởng thu hồi Propylene (PRU).

2.1.7 Phân xưởng xử lý Naphtha (Unit 017 - NTU)

Mục đích: NTU được thiết kế để loại bỏ các tạp chất của lưu huỳnh (chủ yếu là

Mercaptan) và phenol của phân đoạn Naphtha từ RFCC dựa trên nguyên tắc trích

ly giữa dòng RFCC Naphtha và dòng kiềm tuần hoàn. Dòng Naphtha sản phẩm

được đưa vào bể chứa trung gian để pha trộn xăng. Kiềm thải được đưa sang phân

xưởng trung hòa kiềm thải (CNU).

Nguyên liệu:

RFCC Naphtha: từ phân xưởng RFCC.

Sản phẩm:

RFCC Naphtha: đã xử lý, đưa đến bể chứa trung gian để pha trộn xăng.

UOP CCR Page 16


2.1.8 Phân xưởng xử lý nước chua (Unit 018 - SWS)

Mục đích: Phân xưởng bao gồm một bình tách sơ bộ và hai tháp chưng cất có

nhiệm vụ loại bỏ NH3 và H2S khỏi dòng nước chua thải ra từ các phân xưởng

công nghệ trước khi nước thải được đưa đi xử lý ở phân xưởng xử lý nước thải

(ETP). Một phần nước chua sản phẩm của phân xưởng SWS được đưa về thiết bị

tách muối trong phân xưởng CDU. Khí chua được đưa về phân xưởng thu hồi lưu

huỳnh. Khí chua từ bình tách sơ bộ được đưa đi đốt tại đuốc đốt khí chua.

Nguyên liệu:

Dòng nước chua: thải ra từ các phân xưởng công nghệ.

Sản phẩm:

Nước thải: đưa đi xử lý ở phân xưởng xử lý nước thải (ETP).

2.1.9 Phân xưởng tái sinh Amin (Unit 019 - ARU)

Mục đích: Phân xưởng được thiết kế để loại bỏ khí chua khỏi dòng Amine bẩn từ

phân xưởng RFCC và LCO HDT. Amine bẩn được đưa vào bình ổn định, tại đây

xảy ra quá trình tách loại Hydrocacbon lỏng khí, trước khi vào tháp tái sinh. Sau

khi được loại bỏ khí chua, amine được đưa trở lại các tháp hấp thụ trong phân

xưởng RFCC và LCO HDT. Một phần dòng amine sạch này sẽ đi qua thiết bị lọc

để loại bỏ các tạp chất cơ học. Khí chua sẽ được đưa qua phân xưởng thu hồi lưu

huỳnh SRU.

Nguyên liệu:

Dòng Amine bẩn: từ phân xưởng RFCC và LCO HDT.

Sản phẩm:

Amine sạch: được đưa trở lại các tháp hấp thụ trong phân xưởng RFCC và LCO

HDT.

UOP CCR Page 17


2.1.10 Phân xưởng trung hòa kiềm (Unit 020 - CNU)

Mục đích: Kiềm được trung hòa bởi axit sulfuric đến độ pH nằm trong khoảng 6 -

8 trước khi đưa sang xử lý ở phân xưởng xử lý nước thải. Khí chua tạo thành được

đốt ở Incinerator trong phân xưởng SRU.

Nguyên liệu:

(1) Phenolic Caustic từ phân xưởng NTU và phân xưởng ETP (gián đoạn);

(2) Alkaline water từ NHT (gián đoạn);

(3) Naphthenic Caustic: từ các phân xưởng LCO HDT, KTU, LTU.

Sản phẩm:

(1) Nước thải: đưa sang xử lý ở phân xưởng xử lý nước thải ETP;

(2) Khí chua: được đốt ở Incinerator trong phân xưởng SRU;

(3) Acid oil/Kerosene: đến bể chứa dầu nhiên liệu FO (Unit 038).

2.1.11 Phân xưởng thu hồi Propylene (Unit 021 - PRU)

Mục đích: Phân xưởng PRU được thiết kế để phân tách và thu hồi Propylene trong

dòng LPG đến từ phân xưởng LTU. Propylene sản phẩm phải được làm sạch đến

phẩm cấp Propylene dùng cho hóa tổng hợp (99,6 % wt).

Nguyên liệu:

LPG: từ phân xưởng xử lý LPG (Unit 016 – LTU).

Sản phẩm:

(1) Propylene: đến phân xưởng PP;

(2) LPG: đến bể chứa sản phẩm (Unit 052);

(3) Hỗn hợp C4: đến bể chứa trung gian (Unit 051) để pha trộn xăng.

UOP CCR Page 18


2.1.12 Phân xưởng thu hồi lưu huỳnh (Unit 022 - SRU)

Mục đích: Tại phân xưởng SRU, các dòng khí chua từ ARU, SWS, CNU sẽ được

xử lý bằng công nghệ Claus để thu hồi Lưu huỳnh hoặc được đốt ở Incinerator.

Lưu huỳnh sản phẩm ở trạng thái rắn và được xuất bán bằng xe tải.

Nguyên liệu:

Các dòng khí chua: từ các phân xưởng ARU, SWS, CNU.

Sản phẩm:

Lưu huỳnh: ở trạng thái rắn được xuất bán bằng xe tải.

2.1.13 Phân xưởng Isome hóa (Unit 023 - ISOM)

Mục đích: Phân xưởng ISOM được thiết kế để chuyển hóa dòng naphtha nhẹ từ

phân xưởng NHT thành dòng naphtha có chỉ số Octane cao để pha trộn xăng.

Nguyên liệu:

Naphtha nhẹ: từ phân xưởng NHT.

Sản phẩm:

Isomerate: đến bể chứa trung gian để pha trộn xăng.

2.1.14 Phân xưởng Xử lý LCO bằng Hydro (Unit 024 – LCO HDT)

Mục đích: phân xưởng LCO HDT sử dụng Hydro và xúc tác để làm sạch các tạp

chất như kim loại, Lưu huỳnh, Nitơ và oxy đồng thời làm bảo hòa các hợp chất

olefin trong nguyên liệu LCO.

Nguyên liệu:

LCO: từ phân xưởng RFCC.

Sản phẩm:

HDT LCO: đã xử lý, được đưa đến bể chứa trung gian để pha trộn Diesel và FO.

UOP CCR Page 19


2.1.15 Phân xưởng Dầu nhiên liệu – Unit 038

Hệ thống bao gồm hai bể chứa dầu nhiên liệu dùng trong Nhà máy, bơm,

thiết bị gia nhiệt và hệ thống ống cung cấp, hồi lưu dầu nhiên liệu. Phân xưởng

được thiết kế để cung cấp dầu nhiên liệu cho các lò gia nhiệt ở các phân xưởng

công nghệ và cho nồi hơi ở nhà máy điện – bổ sung cho khí nhiên liệu.

Do trong Nhà máy ưu tiên sử dụng khí nhiên liệu nên dầu nhiên liệu chỉ

được sử dụng để bù cho phần còn thiếu của FG. Vì vậy, nhu cầu tiêu thụ dầu

nhiên liệu là không ổn định.

Thông thường dầu nhiên liệu được sử dụng là DCO của phân xưởng RFCC.

2.1.16 Khu bể chứa trung gian – Unit 051

Khu bể chứa trung gian được thiết kế để tồn chứa các sản phẩm trung gian

và các thành phẩm của nhà máy, nằm trong phạm vi nhà máy, bao gồm:

- Các bể chứa các sản phẩm không đạt tiêu chuẩn: Off-spec Propylene, off-

spec LPG;

- Các bể chứa các sản phẩm trung gian: Cặn khí quyển, Naphtha tổng,

Naphtha nặng, RFCC Naphtha, LCO;

- Các bể chứa các cấu tử pha trộn: Isomerate, reformate, Mixed C4’s, SR

Kerosene, LGO, HGO, HDT LCO;

- Các bể chứa các sản phẩm cuối (bể kiểm tra): Xăng 92, xăng 95, dầu Diesel.

2.1.17 Khu bể chứa sản phẩm – Unit 052

Khu bể chứa sản phẩm nằm cách Nhà máy 7 km về phía Bắc và cách cảng

xuất sản phẩm 3 km. Khu bể chứa sản phẩm được thiết kế để tiếp nhận, tồn chứa

và xuất các sản phẩm sau ra cảng xuất và trạm xuất xe bồn:

- Xăng 92

- Xăng 95/Full Range Naphtha

- Jet A1/Kerosene

UOP CCR Page 20


- Dầu Diesel

- Dầu FO

- LPG

- Propylene

Ngoài ra trong Khu bể chứa sản phẩm còn có hệ thống xử lý nước thải riêng,

không chỉ có nhiệm vụ xử lý nước thải của khu vực này mà còn xử lý nước thải từ

Khu xuất xe bồn và nước dằn tàu nhận từ cảng xuất sản phẩm.

2.1.18 Trạm Xuất xe bồn – Unit 053

Trạm xuất xe bồn được thiết kế để xuất các sản phẩm sau từ khu bể chứa sản

phẩm đến xe bồn:

- Xăng 92

- Xăng 95

- Jet A1/Kerosene

- Dầu Diesel

- Dầu FO

2.1.19 Phân xưởng pha trộn sản phẩm – Unit 054

Phân xưởng pha trộn sản phẩm bao gồm một số hệ thống độc lập để cung

cấp các cấu tử pha trộn với lưu lượng được điều khiển đến các bộ trộn. Từ các bộ

trộn các sản phẩm đi vào các bể kiểm tra (hay đi đến bể chứa sản phẩm đối với sản

phẩm dầu FO).

Có bốn bộ trộn tương ứng với bốn sản phẩm sau đây:

- Bộ trộn xăng 92;

- Bộ trộn xăng 95;

- Bộ trộn dầu Diesel;

- Bộ trộn dầu FO.

UOP CCR Page 21


2.1.20 Phân xưởng Dầu rửa – Unit 055

Phân xưởng dầu rửa bao gồm 2 hệ thống dầu rửa riêng biệt:

(1) Dầu rửa trong nhà máy cho khu vực công nghệ và khu vực ngoại vi: được

cung cấp để rửa các thiết bị công nghệ, đường ống, chân thiết bị điều khiển. Các

đường ống dầu rửa được kết nối tới các vị trí mà sản phẩm có hạt xúc tác hay có

nhiệt độ đông đặc cao.

(2) Dầu rửa cho đường ống nhập dầu thô và SPM: Được cung cấp ngay trước và

sau khi nhập dầu thô có nhiệt độ đông đặc cao.

2.1.21 Phân xưởng dầu thải – Unit 056

Phân xưởng dầu thải được thiết kế để thu gom, tồn chứa và vận chuyển dầu

thải đến các phân xưởng công nghệ để chế biến lại.

Dầu thải được chia thành hai loại: dầu thải nhẹ và dầu thải nặng:

(1) Hệ thống thu gom và tồn trữ dầu thải nhẹ sau đó đưa đi chế biến lại ở phân

xưởng CDU hoặc phân xưởng RFCC;

(2) Hệ thống thu gom và tồn trữ dầu thải nặng sau đó đưa đi chế biến lại ở phân

xưởng CDU hoặc phân xưởng RFCC hoặc đưa đi làm dầu nhiên liệu cho nhà máy.

2.1.22 Khu bể chứa dầu thô – Unit 060

Khu bể chứa dầu thô được thiết kế để thực hiện các nhiệm vụ sau:

- Tiếp nhận dầu thô từ SPM (Unit 082)

- Tồn chứa và tách nước khỏi dầu thô trong các bể có gia nhiệt

- Cung cấp dầu thô cho phân xưởng chưng cất khí quyển (CDU - unit 011)

- Tiếp nhận cặn chưng cất từ CDU trong trường hợp sự cố ở phân xưởng

RFCC

- Tồn chứa cặn chưng cất

UOP CCR Page 22


- Bơm cặn chưng cất đến bể chứa nguyên liệu RFCC (TK-5103).

Khu bể chứa dầu thô gồm có 6 bể chứa, mỗi bể có thể tích chứa 65000 m3.

2.1.23 Phao nhập dầu thô – Unit 082 (SPM)

Mục đích của phao nhập dầu thô là để cung cấp điểm neo cho tàu dầu thô và nhập dầu thô vào khu bể chứa dầu thô. Phao SPM được đặt trong vịnh Việt Thanh ở vị trí cách bờ khoảng 3,2km về phía đông với độ sâu mực nước khoảng 30m.

Hệ thống SPM bao gồm: phao SPM, hệ thống ống góp dưới phao (Pipeline End

Manifold – PLEM), các ống mềm trung gian, đường ống ngầm dưới đáy biển nối

PLEM với bể chứa dầu thô, bộ phận phóng và nhận dầu thô.

UOP CCR Page 23


Chương 3:

PHÂN XƯỞNG CCR

3.1 UOP CCR Platforming

3.1.1 Nguyên liệu của quá trình.

Nguyên liệu là phần nặng của Hydrotreated Heavy Naphtha (NHT) U12.Với thành phần lưu huỳnh và nitơ nhỏ hơn 0.5ppm khối lượng.nhiệt độ của nguyên liệu đi vào thiết bị phản ứng là 549oC với lưu lượng là 133255kg/h.

Thành phần cất của nguyên liệu ảnh hưởng đến hiệu suất xăng, để đánh giá

chất lượng nguyên liệu reforming xúc tác thông qua thành phần hoá học của

nguyên liệu , hãng UOP đã đưa ra một chuẩn số tương quan KUOP được xác định

theo biểu thức sau :

KUOP = 12,6 - ( N + 2Ar ) /100

N- hàm lượng % của naphten;

Ar- hàm lượng % của hydrocacbon thơm.

Trong nguyên liệu reforming xúc tác , K UOP và đặc biệt là tổng số N+ 2Ar

thay đổi trong một khoảng rộng ( tổng N + 2Ar có thể từ 30 đến 80 ) . Nếu KUOP = 10 thì nguyên liệu chứa nhiều hydrocacbon thơm hơn .Nếu KUOP = 11 thì nguyên liệu chứa nhiều naphten và hydrocacbon thơm một vòng . Còn nếu bằng 12 là nguyên liệu chứa một hỗn hợp bằng nhau giữa hydrocacbon vòng và hydrocacbon parafin , còn nếu bằng 13 thì nguyên liệu chứa chủ yếu là hydrocacbon parafin . Như vậy,nếu KUOP thấp hay tổng số N + 2Ar trong nguyên liệu càng cao thì nguyên liệu càng chứa nhiều naphten và nguyên liệu đó càng thuận lợi để nhận reformat có trị số octan cao .

3.1.2 Các phản xảy ra trong quá trình Reforming xúc tác.

Bao gồm các phản ứng:

UOP CCR Page 24


Dehydro hóa các hydrocacbon Naphten.

Dehydro vòng hóa các các hydrocacbon paraphin

Đồng phân hóa và hydrocracking.

Ngoài ra trong điều kiện tiến hành quá trình reforming còn các phản ứng phụ, tuy

không làm ảnh nhiều đến cân bằng của phản ứng chính , nhưng lại ảnh hưởng lớn

đến độ hoạt động và độ bền của xúc tác . Đó là các phản ứng:

Phản ứng phân huỷ và khử các hợp chất có chứa oxy, nitơ ,lưu huỳnh thành

H2S ,NH3 , H2O.

Phản ứng phân huỷ các hợp chất trung gian không bền như

Olefin, diolefin với các hydrocacbon thơm , dẫn đến tạo thành hợp chất nhựa và

cốc bám trên bề mặt xúc tác .

3.1.2.1 Phản ứng dehydrohóa naphten thành hydrocacbon thơm.

Phản ứng dehydrohóa là loại phản ứng chính để tạo ra hydrocacbon thơm.

Phản ứng này xảy ra đối với naphten thường là xyclopentan và xyclohexan

(xyclopentan thường nhiều hơn xyclohexan), xyclohexan bị dehydro hóa trực tiếp

tạo ra hợp chất thơm.

CH3 CH3

Đây là phản ứng thu nhiệt mạnh. Khi càng tăng nhiệt độ và giảm áp suất thì

hiệu suất hydrocacbon thơm sẽ tăng lên. Theo các số liệu và nghiên cứu cho thấy,

việc tăng tỷ số H2/RH nguyên liệu có ảnh hưởng không nhiều đến cân bằng của

phản ứng dehydro hóa naphten và sự ảnh hưởng này có thể bù lại bằng việc tăng

nhiệt độ của quá trình. Khi hàm lượng hydrocacbon naphten trong nguyên liệu cao,

quá trình reforming sẽ làm tăng rõ ràng hàm lượng của hydrocacbon thơm.

UOP CCR Page 25

+ 3H2 (+50 KCal/mol)


3.1.2.2 Phản ứng dehydro vòng hoá n-parafin:

Phương trình tổng quát có dạng:

R-C-C-C-C-C-C + 4H2 ( Q = 60 cal/mol )

Phản ứng dehydro vòng hoá n-parafin xảy ra khó hơn so với phản ứng của

naphten Chỉ ở nhiệt độ cao mới có thể nhận được hiệu suất hydrocacbon thơm

đáng kể .

3.1.2.3 Phản ứng Isomehoá:

Người ta thường chia phản ứng hydroIsome hoá thành hai loại:

a. Phản ứng Isome hoá n-parafin :

n - parafin iso - parafin + Q = 2 Kcal/mol

Với thiết bị phản ứng reforming xúc tác ở điều kiện 5000C và xúc tác

Pt/Al2O3 , thì cân bằng đạt được trong vùng phản ứng của thiết bị như sau :

Với n - C6 là 30%; n - C5 là 40%; n - C4 là 60%

Các phản ứng này có vai trò quan trọng trong qúa trình reforming xúc tác vì

Với các n - parafin nhẹ, sự isome hóa làm cải thiện trị số octan.

VD: NO của n - C5 là 62, trong khi đó NO của iso - C5 là trên 80.

Với các n - parafin cao hơn C5, phản ứng isomehóa dễ xảy ra, nhưng nó chỉ

làm tăng không nhiều NO vì còn có mặt các n - parafin chưa biến đổi trong sản

phẩm phản ứng.

UOP CCR Page 26

R


VD: n - C7 có NO = 0; còn trimetylbutan có NO = 110 và hỗn hợp C7 ở điều kiện

cân bằng của phản ứng isome hoá chỉ có NO = 55. Do đó mà phản ứng isome hóa

tốt nhất nên tiến hành với n - parafin nhẹ (C5 hoặc C6). vì khi đó sản phẩm có trị số

octan cao hơn khi tiến hành isome hoá với n-parafin cao hơn.

b. Phản ứng dehyroisome hoá alxyl xyclopentan.

R R'

Q = 4 6 kcal/mol

R' + + 3H2 + Q = - 50 kcal/mol.

3.1.2.4 Phản ứng hydrocracking và naphten:

Phản ứng hydrocracking: Đây là phản ứng cracking với sự có mặt của hydro

phản ứng dễ gãy mạch tạo thành hai parafin khác. Đây là phản ứng không mong

muốn của quá trình . ở các điều kiện nhất định có thể xảy ra cracking sâu tạo khí và

sản phẩm nhẹ và giảm thể tích sản phẩm lỏng và đồng thời cũng làm giảm hiệu

suất hydro (vì tiêu tốn trong phản ứng). Do vậy hiệu suất sẽ giảm, phản ứng này

xảy ra khá chậm và chủ yếu được xúc tác bởi chức năng axit của xúc tác.

n - C9H20 + H2 n - C5H12 + C4H10

n - C9H20 + H2 n - CH4 + n - C8H18

CnH2n+2 + H2 CmH2m +2 + CpH2p+2

Đối với parafin, thường xảy ra các phản ứng hydrocracking và

hydrogenolyse.

R - C - C - R1 + H2 R - CH3 (iso) + R1 - CH3 (iso) + Q=11 Kcal/mol.

R - C - C - R1 + H2 R2 - CH3 + CH4 (phản ứng hydro genolyse) .

UOP CCR Page 27


Naphten cũng có khả năng tham gia phản ứng hydrocracking. Giai đoạn đầu

tiên của phản ứng này là đứt vòng với sự có mặt của hydro, tạo thành parafin

.

+ H2 R3H R4H + R3H + Q = 20 KCal/mol

Hydrocacbon thơm cũng có thể bị hydrodealkyl hóa

+ H2 C6H6 + RH + Q = 12 13 Kcal/mol

Sản phẩm của quá trình là các hợp chất iso parafin chiếm phần chủ yếu và vì

phản ứng cũng xảy ra theo cơ chế ioncacboni nên sản phẩm khí thường chứa nhiều

C3, C4 và C5, rất ít C1 và C2. Nhưng nếu tăng nhiệt độ cao hơn nữa thì sẽ tăng hàm

lượng C1 và C2, vì lúc này tốc độ phản ứng hydrogenolyse sẽ cạnh tranh với tốc độ

phản ứng cracking xúc tác. Khi đó metan sẽ được tạo ra với số lượng đáng kể. Tác

dụng của phản ứng này trong quá trình reforming là đã góp phần làm tăng NO cho

sản phẩm vì đã tạo ra nhiều iso parafin, làm giảm thể tích sản phẩm lỏng và giảm

hiệu suất hydro.

3.1.2.5 Nhóm các phản ứng tách các nguyên tố dị thể:

Nếu trong nguyên liệu có các chất chứa S,N,O sẽ xảy ra các phản ứng tách

các nguyên tố dị thể đó ra khỏi phân đoạn .

-Tách nitơ (Hydrodenitơ):

+ 5H2 C5H12 + NH3

Pyridin

UOP CCR Page 28

RH

R2

R1

N

C-C-C-C

N


+ 4H2 → + NH3

Quinolin

C C C C + 4H2 → C-C-C-C + NH3

N Pyrol

- Tách lưu huỳnh (Hydrodesunfua):

+ 4H2 C5H12 + H2S

Mecaptan R-SH + 2H2 → RH + H2S Sunfit R-S-R + 2H2 → 2RH + H2S Disunfit R-S-S-R + 3H2 → 2RH + 2H2S Thiophen

+ 4H2 → C-C-C-C + H2S

-Tách oxy:

ROH + H2 → RH + H2O

Đây là những phản ứng làm giảm hàm lượng lưu huỳnh, nitơ trong xăng,

làm giảm khả năng mất hoạt tính và kéo dài tuổi thọ của xúc tác ,do đó nó là phản

ứng phụ có lợi.

3.1.2.6 Phản ứng tạo cốc

Sự tạo cốc trong quá trình reforming là không mong muốn nhưng do sự tương tác

của olefin, diolefin và các hợp chất thơm đa vòng ngưng tụ trên tâm hoạt tính xúc

UOP CCR Page 29

CH3

S

S


tác .

2 -2H2 -2H2

Cốc sẽ khó tạo ra nếu ta thao tác ở điều kiện nhiệt độ thấp và áp suất cao và

tỷ lệ H2/RH cao, sự tạo cốc phụ thuộc vào nhiều yếu tố như :nhiệt độ phản ứng , áp

suất hydro , độ nặng của nguyên liệu và chính là các hợp chất phi hydrocacbon ,

olefin và các hợp chất thơm đa vòng là các hợp chất đã thúc đẩy nhanh quá trình

tạo cốc .

Phản ứng hydrocracking tạo khí xảy ra khi tăng áp suất hydro có thể làm hạn

chế phản ứng ngưng tụ và tạo cốc . Tuy nhiên nếu áp suất hydro quá lớn , phản ứng

hydrocracking lại xảy ra mạnh và cân bằng của phản ứng xyclohexan tạo thành

benzen sẽ chuyển dịch về phía trái , tức là giảm bớt hàm lượng hydrocacbon

thơm .Vì thế để hạn chế sự tạo cốc , người Ta phải sử dụng áp suất hydro vừa đủ

sao cho cốc chỉ tạo ra 3-4% so với trọng lượng xúc tác trong khoảng thời gian từ 6

tháng đến 1 năm , và các nhà sản xuất xúc tác phải chú ý điều khiển các chức hoạt

tính của xúc tác để góp phần điều khiển được quá trình tạo cốc của quá trình

reforming .

3.1.3 Sản phẩm

UOP CCR Page 30


Fuel gas: sau khi ra khỏi thiết bị debutanizer sẽ được đưa đến unit 37.

Make up H2 gas:

Compound Make up hydrogen mole %

H2 93.3

Methane 2.5

Ethane 2.4

Propane 1.4

i-Butane 0.1

n-Butane 0.1

i-Pentane 0.04

n-Pentane 0.02

C6+ 0.04

UOP CCR Page 31


Make up gas được sử dụng cho NHT,LCO,HDT,isomerzition.

Unstabilized LPG

Compound Unstabilized LPG

(mole %)

H2 0.08

H2O 0.006

Ethane 0.21

Propane 36.61

i-Butane 23.64

n-Butane 33.87

i-Pentane 0.88

n-Pentane 0.05

C6+ 0.06

UOP CCR Page 32


Reformate.

Property Value Test Method

RONC 102 min ASTM D-2699

MON 91 min ASTM D-2700

C4-content,% vol 1% max UOP 880

Compound Reformate (mole %)

Ethane ppm

Propane 0.02

i-Butane 0.32

n-Butane 0.92

i-Pentane 1.87

n-Pentane 1.25

C6+ 95.6

UOP CCR Page 33


3.1.4 Dây chuyền công nghệ Flatforming.

Xem bản PFD đính kèm

Thuyết trình dây truyền công nghệ CCR của nhà máy lọc dầu Dung Quất.

Dòng nguyên liệu chủ yếu Naphtha sau khi được xử lý ở phân xưởng Naphtha Hydro Treater (NHT) và dòng khí hydro được tuần hoàn lại đi qua thiết bị trao đổi nhiệt comnined feed exchanger (E-1302) để tăng nhiệt độ lên 481oC tiếp theo được đưa vào hệ thống gia nhiệt (gia nhiệt bằng fuel gas) lên nhiệt độ phản ứng là 549oC rồi đi vào thiết bị phản ứng thứ nhất (R-1301) ở đây xúc tác đi từ trên xuống tiếp xúc với dòng nguyên liệu thực hiện phản ứng trong thiết bị phản ứng, sản phẩm đi ra theo ống trung tâm.phản ứng là thu nhiệt nên dòng sản phẩm đi ra cần được gia nhiệt trước khi đi vào thiết bị phản ứng thứ 2………cứ như thế cho đến khi dòng sản phẩm ra khỏi thiết bị phản ứng cuối cùng,dòng sản phẩm này sẽ đi qua thiết bị trao đổi nhiệt E-1301 với 2 mục đích là cung cấp nhiệt để gia nhiệt cho dòng nguyên liệu vào đồng thời giảm nhiệt độ trước khi đi vào phân thiết bi phân tách lỏng hơi.Dòng sản phẩm ra khỏi thiết bị phân tách được đưa qua thiết bi làm mát trước khi vào tháp tách thì dòng sản phẩm có nhiệt độ là 46 oC. Sản phẩm đỉnh chủ yếu là hydro được nén lại 1 phần cho tuần hoàn lại E-1301,phần còn lại tiếp tục được làm mát trước khi đi vào thiết bị phân tách X-1301 với dòng lỏng từ tháp tách mục đích là thu hồi phần lỏng bi kéo theo dòng khí từ tháp phân tách.dòng khí tiếp tục được đưa sang hệ thống tách clo.clo ở trong xúc tác bị cuốn theo sản phẩm.Hệ thống xử lý clo gồm 2 thiết bị nối tiếp nhau sản phẩm thu được là hydro tinh khiết chủ yếu sẽ được đưa về NHT,LCO,HDT,isomerzition.Nếu còn dư sẽ được bổ xung vào dòng fuel gas.sản phẩm lỏng ra khỏi X-1301 được đưa tới thiết bị debutan T-1301 đây là tháp chưng tách được gia nhiệt bằng hơi nước,sản phẩm đỉnh chủ yếu là C3-C4 được làm mát,trao đổi nhiệt trước khi đưa vào thiết bị tách 3 pha D-1303.khí thu được được đưa tới fuel gas.phần lỏng từ D-1303 tiếp tục được tách clo trước khi thu hồi được LPG.phần sản phẩm lỏng của tháp debutan qua thiết trao đổi nhiệt với dòng nguyên liệu vào ,làm mát và thu được các sản phẩm xăng reformate với trị số ON theo RON là từ 102 trở lên.

UOP CCR Page 34


3.1.5 Xúc tác của quá trình.

Xúc tác 2 chức năng

Platin:Platin là cấu tử rất tốt, đó là kim loại được dùng chủ yếu trong quá trình

reforming xúc tác. Platin không những xúc tác cho phản ứng dehydro hóa các

naphten và phản ứng dehydro - vòng hoá các parafin tạo ra hydro cacbon thơm mà

Platin còn có tác dụng thúc đẩy cả phản ứng no hóa các hợp chất trung gian: olefin,

diolefin... làm giảm tốc độ tạo cốc trên bề mặt chất xúc tác ,tạo cốc là nguyên nhân

chính dẫn tới việc giảm hoạt tính chất xúc tác.

Hàm lượng Platin trong chất xúc tác reforming chiếm khoảng 0,3 0,7 (%

khối lượng) . Hàm lượng Pt có ảnh hưởng đến hoạt tính của xúc tác . ví dụ khi

nguyên liệu chứa hàm lượng parafin lớn mà dùng xúc tác chứa 0,35 % trọng lượng

Pt trong xúc tác thì nhận được xăng có trị số octan là 102 mà không cần pha thêm

nước chì .

Độ phân tán của Pt trên chất mang Al2O3 cũng ảnh hưởng đến hoạt tính của

xúc tác . Trong quá trình làm việc của xúc tác hàm lượng Pt hầu như không thay

đổi nhưng ta vẫn thấy hoạt tính khử hydro lại giảm xuống đó là do các tinh thể Pt

bị thiêu kết tụ lại thành các tinh thể lớn . Vì vậy tâm hoạt động bị giảm xuống .

Vậy độ hoạt tính phụ thuộc chủ yếu vào hàm lượng kim loại Pt và đặc biệt là độ

phân tán của nó trên chất mang Axít . Người ta thấy rằng nếu các hạt phân tán có

kích thước nhỏ hơn 10A0 thì đó là tâm hoạt động mạnh , còn kích thước hạt phân

tán lớn 70A0 thì xúc tác không có hoạt tính đối với các phản ứng chính của quá

trình reforming . Để điều chỉnh tương quan giữa hai xúc tác thì Pt chỉ nên chiếm

1% bề mặt của chất mang .

UOP CCR Page 35


Khi nghiên cứu người ta thấy rằng nếu cho thêm nguyên tố Re vào có tác

dụng kìm hãm sự thiêu kết của các tinh thể Pt vì nguyên tố Re sẽ kết hợp với Pt tạo

thành hợp kim có độ ổn định cao hơn Pt nguyên thể . Do đó xúc tác của quá trình

reforming ngày nay là Al2O3 có thêm nguyên tố Re có hoạt tính cao hơn , ổn định

và độ bền nhiệt cao hơn.

Chất mang:

Chất mang trong xúc tác reforming ở đây là Al2O3 .Đây là một Oxit có bề

mặt riêng lớn (250 m2/g), độ chịu nhiệt độ cao. Bản thân Al2O3 là một axít lewis vì

ở nguyên tử nhôm còn có một ô lượng tử tự do, còn Al2O3 chứa nước là một axit

Bronsted vì mang H+.

Al

Chất mang Al2O3 cần phải tinh khiết ( hàm lượng Fe , Na không quá 0,02%

trọng lượng )

Để tăng cường tính axit người ta thường halogenua hóa rồi chế hóa nhiệt. ở

đây thường dùng clo.

Nếu sử dụng chất mang gama- Al2O3 hay beta- Al2O3 với diện tích bề mặt

khoảng 250 m2/g thì được bổ sung thêm các hợp chất halogen như flo ,clo, hay hỗn

hợp của chúng . Độ Axít tăng khi tăng hàm lượng của halogen , thực tế cho thấy

chỉ nên không chế hàm lượng của halogen khoảng 1% so với xúc tác để tránh phân

UOP CCR Page 36

bề mặt

Al - O

Al - O

Al -

Al - O

Al - O

Al -

bề mặt

H

Al- OH -


huỷ mạnh . Halogen được đưa vào xúc tác khi chế tạo hoặc khi tái sinh xúc tác .

Khi có clo thì quá trình xảy ra như sau :

Chức năng Axít được thể hiện bởi chất mang . Độ Axít của nó có vai trò đặc

biệt quan trọng khi chế biến nguyên liệu parafin có trọng lượng phân tử lớn : các

tâm Axít kích động phản ứng hydrocracking của các parafin , phản ứng đồng phân

hoá hydrocacbon naphten 5cạnh thành 6 cạnh , tiếp theo đó là các naphten 6 cạnh

bị khử hydro tạo thành các hydrocacbon thơm .

Xúc tác của quá trình reforming của nhà máy lọc hóa dầu Dung Quất

Xúc tác R-234

Hình cầu

Đường kính 1.6 mm

Platinum 0.29% khối lượng

Thời gian sống 6 năm

Lượng xúc tác ở từng thiết bị như sau:

UOP CCR Page 37

Al - OHO + Cl-

+ OH -

Al - ClAl - OH

Al - OHO


Trong quá trình tái sinh ta phải bổ sung 1 lượng xúc tác do vỡ vụn,thiêu kết..là

0.55m3.

3.1.6 Các thông số ảnh hưởng đến quá trình.

3.1.6.1 Ảnh hưởng của nhiệt độ:

Quá trình reforming xúc tác tiến hành trong điều kiện nhiệt độ nằm trong

khoảng 479 –5250c .Khi điều kiện áp suất và tốc độ thể tích không đổi .Nếu giảm

nhiệt độ thì sẽ tăng hiệu xuất xăng ,hiệu suất khí giảm , lượng hydrocacbon thơm

không nhiều nên trị số octan của xăng không cao , tuy nhiên ít tạo cốc bám trên bề

mặt xúc tác nên thời gian làm việc của xúc tác dài hơn . Ngược lại khi tăng nhiệt

độ quá trình thì hàm lượng khí tăng lên , thành phần lỏng giảm xuống dẫn đến hiệu

suất xăng giảm ,tuy nhiên lượng hydrocacbon thơm tăng nên trị số octan của xăng

tăng .Khi nhiệt độ tăng thì khả năng tạo cốc cao nên dễ làm mất hoạt tính của xúc

tác .Vì vậy , điều chỉnh nhiệt độ sao cho phù hợp với các thông số kỹ thuật khác để

đảm bảo hiệu suất , chất lượng của sản phẩm yêu cầu .

3.1.6.2 Ảnh hưởng của áp suất

Phần lớn các phản ứng chính của quá trình reforming xúc tác đều kèm theo

quá trình tăng thể tích .Theo quan điểm nhiệt động học thì áp suất cao sẽ cản trở

quá trình của các phản ứng tăng thể tích có nghĩa là cản trở quá trình tạo

hydrocacbon thơm. Nhưng nếu áp suất thấp thì phản ứng cracking xảy ra mạnh,

dẫn đến tạo cốc nhiều vì vậy người ta phải duy trì áp suất thích hợp.

Trong những hệ thống nhiều thiết bị hoặc thậm chí trong cùng một thiết bị

độ giảm áp suất có thể thay đổi theo sự thay đổi tỷ lệ cấp liệu và tỷ lệ khó tuần

hoàn.

UOP CCR Page 38


Áp suất riêng phần của hydro cũng ảnh hưởng đáng kể đến quá trình, ảnh

hưởng này được minh hoạ bằng sự phụ thuộc vận tốc phản ứng dehydro hóa đóng

vòng của n - heptan được xúc tác bởi Pt/Al2O3 vào áp suất riêng phần hydro .

Khi không có hydro thì không xảy ra phản ứng vì bề mặt kim loại bị che phủ

bởi cốc khi tăng áp suất hydro, bề mặt kim loại được làm sạch một phần và cả phản

ứng dehydro hoá đóng vòng đều xảy ra. Nếu áp suất riêng phần của hydro vượt quá

10 atm thì có thể loại bỏ cốc hầu như hoàn toàn. Nhưng nếu tăng hơn nữa thì hạn

chế vân tốc phản ứng dehydro hóa, áp suất riêng phần cũng ảnh hưởng đến phản

ứng isomehoá và dehydroisome hóa.

3.1.6.3 Tốc độ nạp liệu (thời gian lưu).

Khi tăng lưu lượng nguyên liệu (hay giảm chất xúc tác trong các thiết bị

phản ứng ) sẽ làm giảm thời gian tiếp xúc của các chất tham gia phản ứng với chất

xúc tác dẫn đến làm tăng hiệu suất xăng ổn định và tăng hàm lượng hydro trong

khí tuần hoàn , giảm hiệu suất hydrocacbon thơm dẫn đến trị số octan giảm . Nghĩa

là khi tăng tốc độ thể tích thì các phản ứng khử hydro của napten , hydro cracking,

đồng phân hoá butan và pentan sẽ chiếm ưu thế và xảy ra nhanh hơn. Còn các phản

ứng đòi hỏi thời gian như khử hydro , vòng hoá parafin, khử alkyl ,hydrocracking ,

hydrocacbon nhẹ xảy ra yếu hơn . vì vậy tính toán tốc độ nạp liệu riêng sao cho

phù hợp .Trong quá trình reforming xúc tác thì tốc độ nạp liệu riêng thường được

duy trì trong khoảng 1,5 giờ (h-1)

3.1.6.4 Tỷ lệ hydro/hydrocacbon nguyên liệu:

Tỷ lệ mol hydro trong khí tuần hoàn trên mol nguyên liệu trong quá trình

reforming xúc tác thay đổi trong một giới hạn rất rộng tuỳ theo mục đích của quá

UOP CCR Page 39


trình. áp suất hydro là yếu tố rất quan trọng để tránh sự tạo cốc . Tỷ lệ mol H 2/RH

xác định nồng độ của hydrocacbon trong vùng phản ứng .tỷ lệ mol hydro sử dụng

ổn định do nạp khí chứa hydro cho tuần hoàn trở lại từ quá trình phản ứng .

Chọn tỷ số tuần hoàn khí chứa hydro được quyết định bởi các yếu tố : thành

phần phân đoạn của nguyên liệu , độ khắt khe của quá trình và trị số octan của sản

phẩm xăng . Tỷ lệ hydro trên nguyên liệu càng cao thì tốc độ tạo cốc trên xúc tác

càng nhỏ và thời gian làm việc của xúc tác càng kéo dài . song nếu tăng tỷ lệ sẽ

dẫn tới tiêu tốn một lượng nhiệt đáng kể , đồng thời làm tăng trở lực thuỷ động và

thể tích của thiết bị , ống dẫn.Vì vậy cần phải điều chỉnh tỷ lệ hydro trên nguyên

liệu sao cho phù hợp với yêu cầu sản phẩm

3.1.7 Các bộ phận chính.

3.1.7.1 Bộ phận reactor:

Thiết bị phản ứng gồm 4 thiết bị chồng lên nhau theo kiểu xuyên tâm,chiều cao tổng cộng là 55,74m.Thiết bị thứ nhất cao 11,6m,thiết bị thứ 2 cao 11m,thiết bị thứ 3 cao 11,7m và thiết bị thứ 4 cao 12,1m.có kích thước tăng dần từ trên xuống và với tỉ lệ xúc tác cũng tăng dần từ trên xuống theo tỉ lệ 1:1,5:2,5:5.Hỗn hợp nguyên liệu và khí H2 tuần hoàn được đưa qua thiết bị trao đổi nhiệt được nâng

UOP CCR Page 40


nhiệt lên 481oC sau đó đi vào lò đốt và được đun nóng đến 549oC với áp suất là 5,0kg/cm2 đi vào các scallops sau đó đi qua các lỗ tiếp xúc với lớp xúc tác chuyển động từ trên xuống, theo hướng bán kính, sau đó các sản phẩm theo ống trung tâm đi lên phía trên và ra ngoài. Do đây là phản ứng thu nhiệt mạnh nên nhiệt độ của

dòng sản phẩm đi ra bị giảm vì vậy nó được đưa qua lò đốt số 2 để gia nhiệt lên nhiệt độ phản ứng. Quá trình cứ tiếp tục như thế cho đến thiết bị phản ứng thứ 4 với các thông số của quá trình như sau.

Thiế T T ra P vào P ra Dòng Dòng Entanpy Entanpy

UOP CCR Page 41


t bị vào

(oC) (oC) (kg/cm2) (kg/cm2)

vào

(kg/h)

ra

(kg/h)

Vào

(kw) ra

(kw)

1 549 441 5 4.8 133255 133255 73056 59208

2 549 479 4.5 4.2 133255 133255 74108 65053

3 549 501 4.0 3.8 133255 133255 74790 68502

4 549 521 3.5 3.3 133255 133435 75258 71721

Qua bảng trên ta thấy rằng sự giảm nhiệt độ của dòng phẩm khi ra khỏi thiết bị phản ứng thứ 4 là lớn nhất và ở thiết bí số 1 là bé nhất. sự giảm áp ở các thiết bị là tương đối ổn định. Xúc tác đi từ trên xuống là qua thiết bị tái sinh xúc tác sau khi phục hồi lại hoạt tính được cho tuần hoàn lại đỉnh tháp. Nếu càng nhiều thiết bi phản ứng thì độ chuyển hóa sẽ càng triệt để,tuy nhiên khi tính toán về mặt kĩ thuật và kinh tế thì 4 thiết bị là hợp lý nhất.

Lượng xúc tác ở các thiết bị tăng dần điều đó được giải thích như sau: trong quá trình phản ứng thì tốc độ nạp liệu hay thời gian lưu ảnh hưởng rất lớn đến trị số ốc tan cũng như sản phẩm của quá trình và người ta thường phải khống chế tỉ lệ này ổn định trong suốt quá trình.

Đây là phản ứng tăng thể tích do đó để đảm bảo thời gian lưu không đổi thì ta phải tăng lượng xúc tác lên tương ứng ở các thiết bị phía sau.

3.1.7.2 Thiết bị debutanizer

Thiết bị debutanizer dùng để điều chỉnh áp suất hơi bão hòa của phân đoạn xăng. Áp suất hơi bão hòa xác định dựa trên hàm lượng C4 trong xăng. Các sản

UOP CCR Page 42


LPG phải chứa ít hơn 1.1% C5+ và các sản phẩm reformate phải không được chứa quá 1% thể tích C4,C3…đây là tháp chưng cất loại đĩa gồm có 30 đĩa và chiều cao của tháp là 31.4m.

Dòng nguyên liệu lỏng từ separator sẽ được bơm lên qua thiết bị trao đổi nhiệt để trao đổi nhiệt với dòng lỏng đi ra từ đáy thiết bị debutanizer rồi đi vào đĩa số 21.Dòng sản phẩm C4 và nhẹ hơn đi ra ở đĩa số 8 có nhiệt độ 61 oC tiếp tục được làm mát tới 38oC rồi cho qua thiết bị tách 3 pha.lúc này 1 phần pha lỏng được tuần hoàn lại thiết bị debutanizer.Dòng reformate ra ở đáy tháp 1 phần được tuần hoàn lại đáy tháp còn lại qua thiết bị trao đổi nhiệt với dòng nguyên liệu đi vào khi đó nhiệt độ của nó là 214oC giảm xuống còn 70oC và tiếp tục làm mát đến 38oC trước khi cho vào bể chứa.

UOP CCR Page 43


3.1.7.3 Hệ thống lò đốt

Hệ thống lò đốt gồm 4 thiết bị đốt khí nhiên liệu (fuel gas) để gia nhiệt độ cho nguyên liệu và sản phẩm ra khỏi các thiết bị phản ứng thứ 1,2,3 lên nhiệt độ phản ứng là 549oC. Khí nhiên liệu được lấy từ bể chứa khí nhiên liệu fuel gas (37) và 1 phần khí H2 tuần hoàn lại từ chính phân xưởng CCR. Người ta không chế nhiệt độ của lò đốt bằng cách đo hàm lượng oxi ra khỏi lò và hàm lượng oxi thường dư từ 2 đến 4%.

UOP CCR Page 44


3.2 Regeneration

3.2.1 Lý thuyết quá trình tái sinh

3.2.1.1 Các phản ứng hóa học của quá trình tái sinh

Quá trình tái sinh xúc tác để phục hồi lại hoạt tính xúc tác gồm có 4 bước:

a. Đốt Coke

Bước thứ nhất:Coke được loại bỏ khỏi bề mặt xúc tác bởi phản ứng cháy với Oxygen.

Coke + O2 → CO2 + H2O +heat

Phản ứng đốt Coke tạo ra CO2 , H2O và tỏa nhiệt, nên xúc tác rất dễ bị phá hủy trong môi trường có hơi nước và nhiệt độ cao. Vì vậy quá trình cháy cần khống chế hàm lượng O2 trong quá trình cháy. Nếu hàm lượng O2 lớn sẽ làm nhiệt độ cháy cao, nếu hàm lượng O2 thấp thì phản ứng lại diễn ra chậm. Do đó trong quá trình điều khiển cần khống chế hàm lượng O2 trong khoảng 0.5 – 0.8 % mol. Khoảng này là khoảng tối ưu để tốc độ đốt coke lớn nhất trong khi nhiệt độ cháy là nhỏ nhất.

b. Oxi clo hóa

Bước thứ 2 là giai đoạn oxy hóa và phân bố lại kim loại trên bề mặt chất mang, đồng thời bổ sung lại hàm lượng Clo trên xúc tác để khôi phục lại chức axit. Có nhiều phản ứng phức tạp xảy ra với Oxygen và clo hữu cơ(C2Cl4), nhưng có thể tổng kết thành các phản ứng sau:

(1) Hợp chất Chloride + O2 →HCl + CO2 +H2O

(2) HCl + O2 ↔ Cl2 + H2O

(3) Base –OH + HCl → Base-Cl + H2O

UOP CCR Page 45


Hàm lượng của Clo trên xúc tác nếu quá nhiều hay quá ít đều ảnh hưởng không tốt đến phản ứng Platforming. Vì vậy người ta khống chế hàm lượng Clo bằng cách khống chế tốc độ đưa Clo vào. Khi tháp tái sinh hoạt động bình thường , hàm lượng Clo trên xúc tác đã bị oxyhóa khoảng 1.1 – 1.3 wt%. Khoảng này là khoảng tối ưu đảm bảo cho chức axit của xúc tác.

Còn phản ứng Oxi hóa và phân bố lại kim loại trên xúc tác có thể được tổng kết như sau:

Metal + O2 → Oxidized metal ( sau đó phân tán lại trênbề mặt chất mang )

Độ phân tán kim loại trên chất mang càng tốt thì chức kim loại của xúc tác càng cao, càng phục hồi lại gần với trạng thái xúc tác mới. Để khống chế tốt quá trình này thì các điều kiện quan trọng cần đảm bảo là: thời gian lưu dài, hàm lượng Oxygen cao ( trong giai đoạn này oxygen có thể lên tới 20 wt%), nhiệt độ chính xác, hàm lượng Clo thích hợp

c. Làm khô

Bước thứ 3 là giai đoạn loại ẩm khỏi xúc tác. Dư thừa hơi nước trên bề mặt xúc tác là do quá trình đốt coke. Không khí khô và nóng được thổi vào để cuốn đi hơi nước trên bề mặt xúc tác :

Base-H2O + dry gas → Base + gas + H2O

Bước làm khô được thực hiện trong điều kiện nhiệt độ cao,thời gian làm khô dài, và dòng không khí khô cần được phân phối tốt quanh xúc tác với tốc độ hợp lí.

d. Sự khử

Bước thứ 4 để chuyển hóa kim loại từ dạng oxit thành dạng kim loại hoạt tính. Phản ứng diễn ra với H2 với phản ứng sau đây:

Oxidized Metal + H2 → reduced metal + H2O

Điều kiện thích hợp cho quá trình khử này là: độ tinh khiết của H 2 cao, nhiệt độ vùng khử thích hợp, và khí khử được phân phối tốt đến xúc tác.

UOP CCR Page 46


3.2.1.2 Thuyết minh lưu trình tái sinh

Xem PFD-10, 11, 12, 13 đính kèm

Xúc tác sau khi tham gia phản ứng trong reactor được vào catalyst collector để tách Hydrocacbon khỏi xúc tác và làm lạnh xuống nhiệt độ 1500C, rồi xúc tác đi vào L-valve để được khí N2 nâng lên trên disengaging hopper D-1353. Tại D-1353 các xúc tác bụi, vụn, vỡ được tách ra khỏi dòng xúc tác bởi dòng khí nitrogen vào ở bên sườn của Disengaging hopper D-1353. Còn xúc tác tiếp tục qua các đường ống dẫn xuống regeneration tower để xảy ra quá trình tái sinh xúc tác. Ban đầu xúc tác đi vào Burn zone để đốt Coke. Dòng không khí 106 ở nhiệt độ 477 0C, áp suất 2.5 at đi vào burn zone để đốt coke. Sau đó nhờ trọng lực xúc tác chuyển xuống vùng reheat, vùng reheat được thiết kế để nâng nhiệt độ xúc tác lên bằng dòng không khí nóng ở nhiệt độ 517 0C, áp suất 2.4 at trước khi vào vùng oxi-clo hóa. Xúc tác ra khỏi burn zone và reheat zone phải đảm bảo không còn coke, vì thiết bị vùng oxi-clo hóa rất dễ bị phá hủy nếu xảy ra quá trình cháy coke ở đây. Clo hữu cơ được hóa hơi bằng hơi nước sau đó được đưa vào vùng oxi-clo hóa, cùng với oxy đi lên từ vùng drying zone, để oxy hóa và phân tán lại kim loại trên chất mang đồng thời bổ sung lượng clo cho xúc tác. Ra khỏi vùng oxi-clo hóa, nhờ trọng lực xúc tác chuyển động xuống vùng drying zone. Trong vùng drying zone xúc tác chuyển động từ trên xuống, còn dòng không khí nóng đi từ dưới lên rồi dòng khí nóng chia làm 2 dòng: Một dòng đi lên vùng oxi-clo hóa, dòng còn lại ra khỏi tháp regeneration. Tỉ lệ chia 2 dòng phụ thuộc vào yêu cầu oxi cho vùng burn zone. Ra khỏi vùng drying zone xúc tác đi vào vùng cooling zone, để hạ nhiệt độ xuống. Nhiệt độ xúc tác hạ xuống để dễ dàng hơn cho quá trình vận chuyển, và giảm chi phí cho chế tạo các đường ống vận chuyển xúc tác. Ngoài ra có cooling zone còn tiết kiệm năng lượng cho heater H-1354 vì không khí sau khi vào làm nguội xúc tác được tiếp tục vào heater H-1354 trước khi làm nhiệm vụ làm khô trong drying zone. Xúc tác ra khỏi Cooling zone được tiếp tục vào Nitrogen seal drum, ở đây xúc tác trong môi trường nitrogen. Sau đó xúc tác nhờ trọng lực chảy vào thiết bị Lock hopper. Thiết bị Lock hopper có nhiệm vụ vận chuyển xúc tác theo từng mẻ nhỏ và nâng áp suất quanh xúc tác lên. Đồng thời khống chế được vận tốc vận chuyển xúc tác. Xúc tác ra khỏi Lock hopper đi vào L-valve, được nâng lên reduction zone bằng khí H2, tại reduction zone H2 vào tham gia phản ứng khử được

UOP CCR Page 47


đưa vào 2 đường, đường trên cao có nhiệt độ thấp hơn còn đường dưới có nhiệt độ cao hơn. Xúc tác sau khi khử, phục hồi lại hoạt tính được chảy bằng trọng lực vào reactor. Kết thúc quá trình tái sinh xúc tác. Dòng khí ra khỏi vùng reduction đưa đi hỗn hợp với dòng sản phẩm trước khi vào separator D-1301.

Dòng không khí ra khỏi thiết bị regeneration tower được đưa sang thiết bị Venturi scrubber M-1351 để trộn cùng với dung dịch kiềm loãng rồi đi vào thiết bị rửa khí T-1352ở dưới tầng đệm. Dòng khí đi từ dưới đi lên tiếp xúc tiếp với 2 dòng dung dịch kiềm: một dòng ở trên lớp đệm, một dòng ở dưới lớp đệm. Khí sau khi đã được loại bỏ HCl và hợp chất Clo, được ra khỏi tháp ở trên đỉnh. Dòng lỏng đi ra khỏi tháp 1 phần được đưa sang phân xưởng xử lí kiềm, còn một phần được trộn thêm kiềm cà nước quay trở lại tháp rửa.

3.2.2 Procees pressure và Environments

Có rất nhiều rủi ro trong quá trình vận chuyển xúc tác giữa 2 khu vực phản ứng và tái sinh, do2 khu vực này hoạt động ở 2 áp suất và 2 môi trường hoàn toàn khác nhau. Có thể nhìn thấy ở hình dưới đây. Đầu tiên là các thiết bị chịu áp suất thấp ở khu vực tái sinh cần phải được giữ an toàn tuyệt đối khỏi môi trường áp suất cao hơn như khu vực platforming. Thứ 2 là môi trường H2/ hydrocarbon của khu vực phản ứng cần được cách li khỏi môi trường chứa Oxygen của khu vực tái sinh. Các thiết kế, cũngnhư các chương trình điều khiển của khu vực tái sinh được thiết kế để hoàn thành nhiệm vụ này.

UOP CCR Page 48


H2/Hydrocarbon và oxygen được ngăn cách bởi “ Nitrogen bubbles”. Nitrogen bubble là một khu vực chứa Nitrogen tinh khiết nằm ở giữa thiết bị chứa hydrogen và thiết bị chứa Oxygen, có áp suất cao hơn cả 2 phía. Ví dụ như khu vực ở giữa reator và regeneration tower: đường ống vận chuyển xúc tác và disengaging hopper. Hay khu vực giữa regeneration tower và lock hopper: N2 seal drum.

UOP CCR Page 49


3.2.3 Các thiết bị chính

3.2.3.1 L- valve

L-valve có nhiệm vụ vận chuyển xúc tác kiểu giả tầng sôi ( to fluidize and transport catalyst using lift gas). Có 2 L-valve trong phân xưởng: spent catalyst L –valve để vận chuyển xúc tác từ đáy thiết bị phản ứng lên đỉnh của disengaging hopper dùng khí nâng là N2. Còn regenerated catalyst L-valve để vận chuyển xúc tác từ đáy của lock hopper lên đỉnh của tháp reactor.( hình 11.7 L-valve assembly).

L-valve được chế tạo bởi thép-carbon. Cấu tạo như hình L-valve dưới đây.

Khí nâng được chia làm 2 dòng: dòng sơ cấp để nâng xúc tác lên. Còn dòng thứ cấp để đẩy xúc tác từ ống thẳng đứng xuống ống nằm ngang. Ở đường ống dẫn khí sơ cấp và thứ cấp đều có lưới chắn để ngăn không cho xúc tác lọt vào ống dẫn khí

UOP CCR Page 50


nâng. Nhưng riêng đối với spent catalyst L-valve thì ở đường ống dẫn khí thứ cấp không có lưới, vì nếu có sẽ làm sai lệch các tín hiệu đến hệ thống isolation system controler.

Tốc độ của khí nâng phải được điều khiển, nếu quá chậm sẽ không nâng được xúc tác, nếu quá nhanh thì sẽ dễ phá hủy xúc tác và vỡ vụn xúc tác. Còn nhiệt độ thì sẽ làm thay đổi tỷ trọng của khí và tốc độ vì vậy nhiệt độ khí nâng tối ưu là rất quan trọng. L-valve cũng cần phải được giữ sạch khỏi các mảnh vụn, hydrocabon lỏng và các tạp chất vì nó có thể ảnh hưởng đến việc vận chuyển xúc tác. Vì vậy có các bích nối để việc tháo Valve ra vệ sinh một cách dễ dàng.

UOP CCR Page 51


3.2.3.2 Lift lines

Có 2 lift line để vận chuyển xúc tác bằng khí nâng. Một cái vận chuyển Spent catalyst từ Spent catalyst L-valve lên đỉnh của disengaging hopper. Cái khác vận chuyển regenered catalyst từ regenered catalyst L-valve lên đỉnh của tháp phản ứng Platforming.

Để hạn chế tối thiểu xúc tác bị vỡ và hạn chế độ tụt áp biến động nhiều (minimize fluctions in lift line presure drop) thì kết cấu của lift line cần phải rất chính xác. Khi mà xúc tác đổi hướng chuyển động thì có bộ phận Impactless elbow được thiết kế đặc biệt như hình 2.3.7 để hạn chế việc vỡ xúc tác.

Khi vận chuyển xúc tác thì trên Lift line không sử dụng các bích để nối, mà dùng Dur-O-Lok được chế tạo đặc biệt để khoảng cách khe giữa 2 đoạn ống nối là nhỏ nhất.

UOP CCR Page 52


3.2.3.3 Regeneration tower

a. Burn zone / reheat zone

Đốt Coke xảy ra ở trên đỉnh của tháp regeneration. Xúc tác đi vào và chảy từ trên xuống ở khoảng được giới hạn bởi lưới hình trụ bên ngoài (outer screen) và lưới bên trong có bán kính nhỏ dần theo hướng từ trên xuống. Khí tái sinh nóng có chứa hàm lượng Oxygen thấp đi theo hướng bán kính từ ngoài vào trong tiếp xúc với xúc tác chuyển động từ trên xuống. Quá trình đốt coke phải được hoàn thành trước khi đi ra khỏi vùng Burn zone. Khí giàu oxygen từ vùng chlorination đi lên cung cấp oxygen cho quá trình đốt Coke. Hỗn hợp khí sau khi đi ra khỏi vùng đốt coke đi vào Regeneration Blower B-1352. Khí ra khỏi Blower được chia làm 3 đường: Một dòng là direct seal gas có tác dụng làm kín ngăn không cho xúc tác bị rơi ra ngoài outer screen. Một dòng đi vào vùng reheat để gia nhiệt cho xúc tác lên nhiệt độ thích hợp trước khi đi vào vùng chlorination. Còn dòng còn lại được qua thiết bị trao đổi nhiệt regeneration cooler Blower B-1353 rồi vào heater (electric) H-1354 trước khi vào vùng đốt Coke (heater chỉ được dùng khi start up hoặc lượng nhiệt của dòng khí mất mát trên đường ống nhiều hơn lượng nhiệt sinh ra do đốt Coke thì cần phải dùng heater để nâng đến nhiệt độ thích hợp cho dòng khí trước khi vào tháp). Trên dòng khí vào Burn zone có oxygen analyzer 013-Al-502 để

UOP CCR Page 53


điều khiển hàm lượng oxygen. Hàm lượng Oxygen khống chế trong khoảng 0.5-0.8 mol % oxygen.

Xúc tác ra khỏi vùng burn zone được đi vào vùng reheat. Trong vùng này xúc tác được xúc tác với dòng khí nóng có nhiệt độ 517 0C, áp suất 2.5 at từ regeneration Blower B-1352 theo hướng bán kính. Tốc độ dòng của reheat gas chiếm khoảng 10% tổng dòng lượng khí tái sinh. Và vùng reheat này cũng có thêm nhiệm vụ đốt sạch những coke còn lại nếu chưa đốt hết ở Burn zone.

Trong vùng này có 8 thermocouples để đo nhiệt độ dọc trong vùng từ trên xuống. Và cần phải khống chế nhiệt độ của thermocouple thứ 2 có nhiệt độ cao nhất thì quá trình đốt coke ổn định và hoàn toàn nhất.

b. Chlorination zone

Oxy hóa và phân bố lại kim loại trên xúc tác và thay đổi lại hàm lượng clo trên chất mang xúc tác để hồi phục lại chức axit cho xúc tác trong vùng clo hóa. Xúc tác chảy bằng trọng lực từ trên xuống dưới, không khí nóng từ dưới vùng dry zone đi ngược lên. Còn Chloride hữu cơ được hóa hơi bằng hơi nước sau đó đi vào

UOP CCR Page 54


thiết bị phân phối để đi đều vào lớp xúc tác. Hỗn hợp không khí và Clo hữu cơ còn lại đi lên hỗn hợp với khí vùng burn zone.

UOP CCR Page 55


c. Drying zone

Drying zone nằm ở dưới vùng Chlorination zone, và xúc tác chảy từ vùng trên xuống nhờ trọng lực vào cái phễu hình nón và được phân bố trong tầng xúc tác hình trụ có màng ngăn hình khuyên ( annular baffle ). Khí vào ở Drying zone inlet và nhờ có annular baffle được thiết kế đặc biệt để dòng khí vào phải đi xuống dưới hết màng ngăn, mới đi ngược từ dưới lên tiếp xúc với xúc tác đi từ trên xuống. Dòng khí ra khỏi drying zone được chia làm 2 dòng. Một dòng khí đi tiếp lên vùng chlorination, ở đấy clo hữu cơ khuếch tán vào trong drying gas rồi vào vùng chlorination zone. Còn một dòng khác đi theo đường dẫn khác ra ngoài khỏi tháp.

UOP CCR Page 56


d. Cooling zone

Cấu tạo vùng này giống vùng drying trên. Khí sau khi làm nguội xúc tác được đi ra khỏi tháp vào hỗn hợp với không khí từ Air Dryer A-1353, đi vào Heater H-1354 cung cấp cho vùng Drying.

UOP CCR Page 57


3.2.3.4 Nitrogen seal drum

Vật liệu chế tạo: thép carbonXúc tác vào trên đỉnh của thiết bị vùng disengaging, sau đó xúc tác được chảy qua ống standpipe vào vùng purge, rồi sau đó ra khỏi thiết bị.

Còn dòng khí N2 vào vùng purge sau đó chia làm 2 đường ra ngoài. Một dòng đi qua standpipe ngược lên vùng disengaging và ra theo đường xúc tác vào. Còn 1 đường ra cùng với xúc tác ở dưới purge.Chức năng của thiết bị chỉ để ngăn cách giữa 2 môi trường chứa Oxygen và Hydrogen.

UOP CCR Page 58


3.2.3.5 Lock hopper

Vật liệu bên trong là : killed carbon steelChia làm 3 vùng: Disengaging zone, lock hopper zone, Surge zone

Các zone được operate dưới môi trường của khí Hydro nhưng ở 2 áp suất khác nhau. Các zone được thiết kế để vận chuyển xúc tác này theo mẻ nhỏ và nâng áp suất xung quanh xúc tác lên. Disengaging zone hoạt động tại áp suất gần với tháp regeneration tower T-1351. Surge zone hoạt động tại áp suất của Regenerated catalyst L-valve. Áp suất của Lock hopper zone luân phiên chọn giữa 2 áp suất ấy.

UOP CCR Page 59


Disengaging zone có 2 nozzle: Một cái equalization nozzle cho khí từ vùng lock hopper đến và một cái vent noozle có lưới (screen) để xả các khí dư. Lock hopper zone có một nozzle – equalization nozzle có screen để cho khí từ surge zone lên vùng disengaging. Vùng Surge cũng có 2 nozzle: Equalization nozzle có screen để cho khí lên Lock hopper. Còn cái nozzle còn lại để cho khí make up lên Lock hopper. Thiết bị đo mức xúc tác 013-LE-508 được treo ở bên ngoài lock hopper zone để điều khiển quá trình loading và unloading cho lock hopper. Còn thiết bị đo mức xúc tác 013-LE-507 ở ngoài Surge zone để đo mức xúc tác trong surge zone. ( Hình 2.3.5 )

Hoạt động của Lock hopper có thể được mô tả như sau ( Nhìn hình 1.2 ở dưới):

UOP CCR Page 60


0. Ready

Lock hopper zone đầy xúc tác và có áp suất bằng áp suất ở Disengaging zone. Đợi tín hiệu để bắt đầu chu trình.1. Pressure

Valve XV-25 đóng hoàn toàn, valve XV-26 mở hết cỡ, còn van XV-27 mở từ từ sau đó đóng 1 phần cho khí make up vào nâng dần áp suất của lock hopper zone lên bằng áp suất vùng purge zone2. Unload

Khi áp suất giữa 2 vùng lock hopper và purge zone bằng nhau thì xúc tác chảy bằng trọng lực từ lock hopper zone xuống vùng purge zone3. Depressure

Hết xúc tác ở lock hopper zone thì valve XV – 26 đóng hoàn toàn, valve XV-25 mở hết cỡ, valve XV-27 từ từ đóng lại sau đó mở 1 phần, áp suất cuả lock hopper zone xả dần dần bằng áp suất ở disengaging zone.4. Load

Xúc tác được chảy từ disengaging zone xuống lock hopper zone đến khi đầy.Tiếp tục quay trở lại trạng thái ready

3.2.3.6 Reduction Zone

Vật liệu bên trong :Cr-Mo alloy steelĐặt ở trên đỉnh thiết bị reactor.Xúc tác vào đỉnh của thiết bị qua đường ống nâng xúc tác đã tái sinh bằng khí nângReduction zone gồm có 2 vùng: vùng khử phía trên và vùng khử phía dưới. Cả 2 vùng đều là dạng tầng xúc tác hình trụ.Khí H2 vào thiết bị qua 2 nozzles trên tường của thiết bị:Khí vào phần vùng khử trên đi vào phía trên tầng xúc tác đi xuyên qua lớp xúc tác từ trên xuống dưới và đi ra ở nozzle nằm phía dưới của annular baffle của tầng xúc tác trên; ở tầng xúc tác phía dưới dòng khí lại được đi từ phía dưới của annular baffle của tầng nàyvà đi xuyên lớp xúc tác từ dưới lên. Khí thoát ra cùng đường với dòng khí của tầng xúc tác trên. Phải chia ra làm 2 vùng khử như vậy để quá trình khử thu được hiệu quả tốt nhất. Khử ở nhiệt độ thấp được tiến hành ở tầng trên và nước tạo ra ở tầng này được khí cuốn theo và mang ra ngoài. Nếu trong

UOP CCR Page 61


điều kiện nhiệt độ cao và hàm lượng ẩm lớn thì xúc tác dễ dàng bị phá hủy. Còn ở tầng dưới nhiệt độ cao nhưng trong môi trường khô hơn nên kim loại không bị ngưng kết (metal agglomeration) xúc tác không bị phá hủy và quá trình khử được thực hiện hoàn toàn.

UOP CCR Page 62


3.2.3.7 Disengaging hopper

Được chế tạo bởi thép carbon. Disengaging hopper là thùng hình trụ có elutriation pipe cắm ở trên đỉnh của Disengaging hopper. Ống dẫn xúc tác đã qua sử dụng được đưa vào bên cạnh sườn của elutriation pipe. Và khí elutriation đi vào bên cạnh sườn của disengaging hopper và đi ra ở elutriation pipe. Các xúc tác vỡ, vụn và vài hạt xúc tác được dòng khí mang ra khỏi thiết bị ở đỉnh elutriation pipe. Các hạt xúc tác còn nguyên vẹn được rơi xuống đáy của thiết bị disengaging hopper và qua các ống dẫn dẫn sang thiết bị regeneration tower.

UOP CCR Page 63


3.2.3.8 Dust collector

Thiết bị Dust collector A-1352 để loại bỏ xúc tác vụn, vỡ từ khí elutriation. Khí elutriation vào cạnh sườn của thiết bị đi qua lọc túi áo (the felted cloth filter element) và đi ra ở đỉnh. Các xúc tác vụn vỡ được giữ lại trên túi lọc hoặc rơi xuống đáy thiết bị. Nếu xúc tác bám trên túi lọc quá nhiều thì độ tụt áp quanh túi lọc tăng. Khi 013-PDH-508 báo động độ chênh áp cao thì sẽ dùng khí N2 thổi vào Reverse jet gas inlet để làm sạch túi lọc.

UOP CCR Page 64


Sơ đồ thu hôi bụi xúc tác:

UOP CCR Page 65


KẾT LUẬN CHUNG

Sau đợt thực tập vừa qua tại nhà máy lọc dầu Dung Quất chúng em đã thu

được những kết quả rất thiết thực mà chỉ có đi thực tập chúng em mới có được:

Tổng quan về nhà máy

Cách thức hoạt động của nhà máy

Dây chuyền Công nghệ UOP CCR

Nắm được cấu tạo của các thiết bị chính

Vì thời gian thực tập ngắn nên những gì chúng em tìm hiểu được còn rất hạn

chế, kính mong thầy cô giáo xem và cho ý kiến đánh giá để em củng cố lại lần nữa

những kiến thức của mình.

Cuối cùng, em xin chân thành cảm ơn Cô Phạm Thanh Huyền và Công ty lọc hóa dầu Bình Sơn đã tạo điều kiện cho chúng em hoàn thành đợt thực tập này.

UOP CCR Page 66

Documents

báo cáo thực tập dung quất