Mo p hong cdu bang pro ii

1ĐỒ ÁN TỐT NGHIỆP

MỤC LỤC

MỤC LỤC ......................................................................................................................1DANH MỤC HÌNH ........................................................................................................7DANH MỤC BẢNG BIỂU............................................................................................ 8LỜI MỞ ĐẦU................................................................................................................. 9CHƯƠNG 1 TỔNG QUAN VỀ NHÀ MÁY LỌC DẦU DUNG QUẤT.....................10

1.1 Tổng quan: .......................................................................................................101.2 Các phân xưởng trong nhà máy lọc dầu: .........................................................11

1.2.1 Các phân xưởng công nghệ:......................................................................121.2.2 Các phân xưởng phụ trợ: ..........................................................................121.2.3 Phân xưởng ngoại vi:................................................................................ 12

1.3 Sản phẩm: ........................................................................................................131.4 Sơ lược về các phân xưởng công nghệ: ...........................................................13

1.4.1 Phân xưởng chưng cất khí quyển (U011): ................................................131.4.1.1 Công suất thiết kế: .............................................................................131.4.1.2 Mô tả chung: ......................................................................................13

1.4.2 Phân xưởng NHT (U012) .........................................................................141.4.2.1 Công suất: .........................................................................................141.4.2.2 Nhà cung cấp bản quyền: .................................................................. 141.4.2.3 Mô tả chung: ......................................................................................14

1.4.3 Phân xưởng Reforming xúc tác liên tục CCR (U013) ..............................151.4.3.1 Công suất thiết kế: ............................................................................151.4.3.2 Nhà cung cấp bản quyền: ...................................................................151.4.3.3 Mô tả chung:...................................................................................... 15

1.4.4 Phân xưởng xử lý Kerosene KTU (U014)................................................ 151.4.4.1 Công suất: ......................................................................................... 151.4.4.2 Nhà cung cấp bản quyền: ...................................................................151.4.4.3 Mô tả chung: ......................................................................................15

1.4.5 Phân xưởng Cracking xúc tác tầng sôi cặn (RFCC-U015) .......................151.4.5.1 Công suất:...........................................................................................151.4.5.2 Nhà cung cấp bản quyền: ...................................................................151.4.5.3 Chế độ vận hành:................................................................................151.4.5.4 Mô tả chung:...................................................................................... 16

1.4.6 Phân xưởng xử lý LPG (U 016) ................................................................161.4.6.1 Công suất: ..........................................................................................161.4.6.2 Nhà cung cấp bản quyền: ...................................................................161.4.6.3 Công nghệ:..........................................................................................161.4.6.4 Mô tả chung: ......................................................................................16

1.4.7 Phân xưởng xử lý Naphtha của phân xưởng RFCC (U017) .....................17

CBHD: KS. Nguyễn Nhanh SVTH: Hoàng Quang Tuân


1.4.7.1 Công suất: ......................................................................................... 171.4.7.2 Nhà cung cấp bản quyền:....................................................................171.4.7.3 Công nghệ: .........................................................................................171.4.7.4 Mô tả chung: ......................................................................................17

1.4.8 Phân xưởng xử lý nước chua SWS (U018) ..............................................171.4.9 Phân xưởng tái sinh amine (U019)........................................................... 171.4.10 Phân xưởng trung hòa kiềm thải (U020) ..................................................181.4.11 Phân xưởng thu hồi Propylen (U021) .......................................................181.4.12 Phân xưởng thu hồi lưu huỳnh (U022) .....................................................181.4.13 Phân xưởng đồng phân hóa (U023) ..........................................................19

1.4.13.1 Công suất: .........................................................................................191.4.13.2 Nhà cung cấp bản quyền: ...................................................................191.4.13.3 Mô tả chung: ......................................................................................19

1.4.14 Phân xưởng xử lý LCO bằng hydro (U024) .............................................191.4.14.1 Công suất: ..........................................................................................191.4.14.2 Nhà cung cấp bản quyền: ...................................................................191.4.14.3 Mô tả chung: ......................................................................................19

1.5 Các công nghệ tiên tiến được sử dụng trong nhà máy lọc dầu Dung Quất: ....19CHƯƠNG 2 GIỚI THIỆU VỀ PHÂN XƯỞNG CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN (CDU)

.......................................................................................................................................212.1 Tổng quan: .......................................................................................................212.2 Mô tả quá trình công nghệ: ..............................................................................22

2.2.1 Hệ thống tiền gia nhiệt cho dầu thô: .........................................................232.2.2 Cụm thiết bị tách muối:............................................................................ 272.2.3 Lò đốt: .......................................................................................................302.2.4 Chưng cất dầu thô: ....................................................................................31

2.2.4.1 Vùng sản phẩm đỉnh (overhead section): ...........................................352.2.4.2 Vùng Kerosene (Kerosene Section): ..................................................352.2.4.3 Vùng Light Gas Oil (Light Gas Oil Section): ....................................362.2.4.4 Vùng Heavy Gas Oil (Heavy Gas Oil Section):................................ 372.2.4.5 Vùng Nạp Liệu (Overflash Section): .................................................372.2.4.6 Vùng cặn chưng cất (Residue section): .............................................38

2.2.5 Cụm tháp ổn định xăng (Stabilizer Section): ............................................382.2.6 Các thiết bị làm khô bằng chân không: ....................................................422.2.7 Vùng tạo chân không cho tháp làm khô (Vacuum Section):.................... 422.2.8 Hóa chất bổ sung:..................................................................................... 45

2.2.8.1 Chất trung hòa (Neutralizer): .............................................................452.2.8.2 Hóa chất ức chế ăn mòn (Corrosion Inhibitor): .................................452.2.8.3 Chất phá nhũ (Demulsifier): ..............................................................452.2.8.4 Chất chống đóng cặn (Antifoulant): ..................................................46



2.3 Nguyên lý công nghệ: ......................................................................................462.3.1 Gói thiết bị tách muối: ..............................................................................462.3.2 Gói thiết bị tạo chân không: ......................................................................47

2.4 Công nghệ thiết bị: ..........................................................................................472.5 Các biến công nghệ: ........................................................................................48

2.5.1 Lưu lượng nguyên liệu CDU: ...................................................................482.5.2 Nhiệt độ đầu ra của lò gia nhiệt: ...............................................................482.5.3 Nhiệt độ tại đỉnh của tháp phân tách chính T-1101: .................................492.5.4 Áp suất của tháp phân tách chính:............................................................ 492.5.5 Các dòng hồi lưu tuần hoàn: .....................................................................492.5.6 Sự điều chỉnh về chỉ tiêu chất lượng sản phẩm: .......................................492.5.7 Hơi quá nhiệt dùng để tách phần nhẹ trong tháp tách chính T-1101: .......502.5.8 Overflash: .................................................................................................512.5.9 Nhiệt độ của tháp ổn định xăng T-1107: ..................................................51

CHƯƠNG 3 SƠ LƯỢC VỀ PHẦN MỀM PRO/II.......................................................523.1 Giới thiệu về Pro/II: .........................................................................................523.2 Các bước tiến hành mô phỏng: ........................................................................52

CHƯƠNG 4 MÔ PHỎNG PHÂN XƯỞNG CDU CỦA NHÀ MÁY LỌC DẦU DUNG QUẤT BẰNG PHẦN MỀM MÔ PHỎNG PRO/II 8.1..................................55

4.1 Nguyên liệu: ....................................................................................................554.2 Sơ đồ mô phỏng bằng phần mềm PRO/II 8.1: ................................................574.3 Mô hình nhiệt động: ........................................................................................574.4 Xây dựng mô hình và các thông số mô phỏng cần thiết: ................................57

4.4.1 Lưu lượng dòng nguyên liệu và các dòng sản phẩm chính: .................... 584.4.2 Các điều kiện vào tháp của dầu thô: .........................................................584.4.3 Thông số các dòng hơi nước quá nhiệt: ....................................................594.4.4 Các thông số thiết kế và vận hành của tháp chính T-1101: ......................594.4.5 Các thông số thiết kế và vận hành của tháp stripping: .............................614.4.6 Các tiêu chuẩn kỹ thuật: ...........................................................................624.4.7 Mô hình tháp T-1101 trong mô phỏng bằng phần mềm Pro/II: ...............63

4.5 Tiến hành mô phỏng: .......................................................................................644.5.1 Thiết kế cho tháp chính T-1101:............................................................... 64

4.5.1.1 Mô phỏng tháp T-1101 với số đĩa lí thuyết là 29 (hiệu suất đĩa 60%): ..............................................................................................................65



4.5.1.4 Nhận xét đánh giá và lựa chọn mô hình: ...........................................784.5.2 Thiết kế cho tháp T-1107:......................................................................... 78



4.5.3 Rating cho các thiết bị chính trong phân xưởng: ......................................824.5.3.1 Rating cho tháp chính T-1101: ..........................................................824.5.3.2 Rating cho các tháp stripper: ..............................................................834.5.3.3 Rating cho tháp T-1107:.................................................................... 85

4.5.4 Thiết kế cho các thiết bị khác: ..................................................................864.5.4.1 Bình tách D-1103: ..............................................................................864.5.4.2 Các thiết bị trao đổi nhiêt trong phân xưởng CDU: ...........................864.5.4.3 Lò đốt: ................................................................................................884.5.4.4 Các bơm trong phân xưởng CDU: .....................................................884.5.4.5 Hệ thống tách muối:........................................................................... 89

KẾT QUẢ VÀ KIẾN NGHỊ .........................................................................................90KẾT LUẬN ..................................................................................................................91TÀI LIỆU THAM KHẢO ............................................................................................92PHỤ LỤC..................................................................................................................... 94







DANH M C HÌNH Ụ

Hình 1.1: Sơ đồ tổng thể vị trí nhà máy lọc dầu Dung Quất.......................................7Hình 1.2: Sơ đồ các cụm phân xưởng nhà máy lọc dầu Dung Quất..........................8Hình 2.1: Mô hình 3D của phân xưởng CDU nhà máy lọc dầu Dung Quất theo hướng Đông Nam.................................................................................................................18Hình 2.2: Mô hình 3D của phân xưởng CDU nhà máy lọc dầu Dung Quất theo hướng Tây Nam....................................................................................................................19Hình 3.1: Biểu tượng phần mềm Pro/II....................................................................40Hình 3.2: Giao diện phần mềm Pro/II.......................................................................41Hình 4.1: Đường cong TBP của dầu thô Bạch Hổ....................................................44Hình 4.2: Sơ đồ mô phỏng phân xưởng CDU của Nhà máy lọc dầu Dung Quất bằng phần mềm PROII.......................................................................................................45Hình 4.3: Mô hình tháp T-1101 trong mô phỏng bằng phần mềm Pro/II.................50Hình 4.4: Mô hình tháp T-1101 trong trường hợp 29 đĩa lí thuyết...........................52Hình 4.5: Mô hình tháp T-1101 trong trường hợp 39 đĩa lí thuyết...........................61Hình 4.6: Mô hình tháp T-1101 trong trường hợp 34 đĩa lí thuyết...........................70Hình 4.7: Biểu đồ so sánh đường cong ASTM D86 của Kerosen tài liệu và Kerosen mô phỏng.........................................................................................................................79Hình 4.8: Biểu đồ so sánh đường cong ASTM D86 của LGO tài liệu và LGO mô phỏng.........................................................................................................................79Hình 4.9: Biểu đồ so sánh đường cong ASTM D86 của HGO tài liệu và HGO mô phỏng.........................................................................................................................80



DANH MỤC BẢNG BIỂULỜI MỞ ĐẦU.............................................................................................................................9Bảng 2: Dãy các thiết bị trao đổi nhiệt......................................................................................24Bảng 4.1. Số liệu đường cong TBP của dầu thô Bạch Hổ.........................................................55Bảng 4.2. Số liệu các thành phần nhẹ của dầu thô Bạch Hổ.....................................................56Bảng 4.3:Lưu lượng các phân đoạn...........................................................................................58Bảng 4.4: Thông số của hơi nước Stripping..............................................................................59Bảng 4.5. Các thông số thiết kế và vận hành của tháp chính T-1101........................................59Bảng 4.6. Các thông số thiết kế và vận hành của Pumparound đỉnh.........................................59Bảng 4.7. Các thông số thiết kế và vận hành của Pumparound 1..............................................60Bảng 4.8. Các thông số thiết kế và vận hành của Pumparound 2..............................................60Bảng 4.9. Các thông số thiết kế và vận hành của Pumparound 3..............................................60Bảng 4.10. Các thông số thiết kế và vận hành của tháp T-1102................................................61Bảng 4.11. Các thông số thiết kế và vận hành của tháp T-1103................................................61Bảng 4.12. Các thông số thiết kế và vận hành của tháp T-1104................................................62Bảng 4.13: Một số thông số của các dòng sản phẩm tháp T-1101 (hiệu suất đĩa 60%)............67Bảng 4.14: So sánh tỉ trọng của các dòng sản phẩm theo mô phỏng và theo tài liệu (hiệu suất đĩa 60%).....................................................................................................................................67Bảng 4.15: So sánh số liệu đường cong ASTM D86 của các dòng sản phẩm theo mô phỏng và theo tài liệu (hiệu suất đĩa 60%)................................................................................................68Bảng 4.16: Một số thông số của các dòng sản phẩm tháp T-1101 (hiệu suất đĩa 80%)............71Bảng 4.17: So sánh tỉ trọng của các dòng sản phẩm theo mô phỏng và theo tài liệu (hiệu suất đĩa 80%).....................................................................................................................................71Bảng 4.18: So sánh số liệu đường cong ASTM D86 của các dòng sản phẩm theo mô phỏng và theo tài liệu (hiệu suất đĩa 80%)................................................................................................72Bảng 4.19: Một số thông số của các dòng sản phẩm tháp T-1101 (hiệu suất đĩa 70%)............75Bảng 4.20: So sánh tỉ trọng của các dòng sản phẩm theo mô phỏng và theo tài liệu (hiệu suất đĩa 70%).....................................................................................................................................75Bảng 4.21: So sánh số liệu đường cong ASTM D86 của các dòng sản phẩm theo mô phỏng và theo tài liệu (hiệu suất đĩa 70%)................................................................................................76Bảng 4.22. Bảng kiểm tra lượng hơi nước Stripping.................................................................78Bảng 4.23. Các thông số hoạt động của tháp T-1107................................................................79Bảng 4.25. Kết quả mô phỏng các thiết bị trao đổi nhiệt..........................................................87Bảng 4.26. Kết quả mô phỏng các bơm.....................................................................................89



LỜI MỞ ĐẦUDầu khí là một nguồn tài nguyên quý giá mà từ lâu con người đã được biết đến.

Tuy nhiên mãi đến đầu thế kỷ 20, khi nền khoa học kỹ thuật phát triển mạnh mẽ cộng với nhu cầu năng lượng đang là vấn đề lớn thì dầu khí mới được đánh giá, sử dụng đúng tầm quan trọng của nó. Nó trở thành một nguồn nguyên liệu chủ yếu trong rất nhiều ngành công nghiệp hoá học, năng lượng và trong hầu hết các lĩnh vực hoạt động của nền kinh tế quốc dân. Với những ý nghĩa đó, Nhà máy lọc dầu Dung Quất đã được xây dựng với năng suất ban đầu là 6.5 triệu tấn dầu thô/ năm. Tuy nhiên, với nhu cầu ngày càng tăng của các sản phẩm dầu mỏ như hiện nay, việc tăng năng suất nhà máy là rất cấp thiết.

Mô hình hóa và mô phỏng là một phương pháp nghiên cứu khoa học được ứng dụng rất rộng rãi: từ nghiên cứu, thiết kế chế tạo đến vận hành các hệ thống. Do đó, nó được sử dụng trong nhiều lĩnh vực sản xuất và xã hội. Ngày nay, khó có thể tìm thấy lĩnh vực nào mà con người không sử dụng phương pháp mô hình hóa ở những mức độ khác nhau. Điều này đặc biệt quan trọng đối với lĩnh vực điều khiển các hệ thống kỹ thuật, bởi vì điều khiển chính là quá trình thu nhận thông tin từ hệ thống theo một mô hình nào đó và đưa ra tác động để điều khiển hệ thống. Và lĩnh vực chế biến dầu mỏ cũng không là một ngoại lệ.

Làm thế nào để thiết kế được các thiết bị, phải vận hành hệ thống ra sao để có được hiệu quả cao nhất đó là một bài toàn khó luôn đặt ra cho các nhà nghiên cứu, các nhà kỹ thuật…Mô hình hóa và mô phỏng là một công cụ mạnh trong việc giải các bài toán trên. Ngày nay, với sự trợ giúp của máy tính tốc độ cao kết hợp với các phần mềm chuyên dụng như ProII, Hysys, Dynsim…càng làm cho việc tối ưu hóa, qui hoạch và mô phỏng thuận lợi hơn.

Từ những phân tích trên, tôi quyết định chọn đề tài: “Thiết kế hệ thống chưng cất và thu hồi nhiệt tại 115% năng suất (7.5 triệu tấn/ năm) của nhà máy lọc dầu Dung Quất bằng phần mềm mô phỏng PRO/II ”.



CHƯƠNG 1

TỔNG QUAN VỀ NHÀ MÁY LỌC DẦU DUNG QUẤT1.1 Tổng quan:

Nhà máy lọc dầu Dung Quất đặt tại huyện Bình Sơn, tỉnh Quảng Ngãi. Mặt bằng dự án gồm có 4 khu vực chính: các phân xưởng công nghệ và phụ trợ, khu bể chứa sản phẩm, cảng xuất sản phẩm và phao rót dầu không bến, hệ thống lấy và xả nước biển. Những khu vực này được nối với nhau bằng hệ thống ống với đường phụ liền kề.

Hình 1.1: Sơ đồ tổng thể vị trí nhà máy lọc dầu Dung Quất.Tổng thể nhà máy lọc dầu Dung Quất bao gồm 7 gói thầu chính:- EPC 1: Các phân xưởng công nghệ và phụ trợ. - EPC 2: Khu bể chứa dầu thô.- EPC 3: Khu bể chứa trung gian, bể chứa và khu vực xuất sản phẩm.- EPC 4: Phao rót dầu không bến SPM.- EPC 5A: Đê chắn sóng.- EPC 5B: Cảng xuất Sản phẩm.



- EPC 7: Khu nhà hành chính.Trong đó, EPC (1+2+3+4) là 4 hợp đồng lớn nhất và quan trọng nhất, chiếm 80% mức đầu tư.

Diện tích sử dụng: Diện tích tổng nhà máy được tính toán xấp xỉ là 338 hecta mặt đất và 471 hecta mặt biển, bao gồm như sau:

- Nhà máy chính ( toàn bộ các phân xưởng công nghệ, phụ trợ và khu vực ngoại vi): 110 ha.

- Khu bể chứa dầu thô : 42 ha.- Khu bể chứa sản phẩm: 44 ha.- Tuyến ống lấy nước biển và xả nước thải: 4 ha.- Hành lang an toàn cho tuyến ống dẫn sản phẩm:40 ha.- Cảng xuất sản phẩm: 135 ha ( mặt đất và mặt biển).- Hệ thống phao rót dầu không bến ( SPM), đường ống ngầm dưới biển và khu vực

vòng quay tàu: 336 ha ( mặt biển).1.2 Các phân xưởng trong nhà máy lọc dầu:

Hình 1.2: Sơ đồ các cụm phân xưởng nhà máy lọc dầu Dung Quất.



1.2.1 Các phân xưởng công nghệ: Bao gồm 14 phân xưởng công nghệ:- Phân xưởng 011: Chưng cất khí quyển (CDU) - Phân xưởng 012: Xử lý Naphtha bằng Hydro (NHT)- Phân xưởng 013: Reforming xúc tác liên tục (CCR) - Phân xưởng 014: Xử lý Kerosene (KTU)- Phân xưởng 015: Cracking xúc tác tầng sôi cặn chưng cất khí quyển (RFCC) - Phân xưởng 016: Xử lý LPG (LTU) - Phân xưởng 017: Xử lý Naphtha của phân xưởng RFCC (NTU)- Phân xưởng 018: Xử lý nước chua (SWS)- Phân xưởng 019: Tái sinh Amine (ARU)- Phân xưởng 020: Trung hòa kiềm thải (CNU)- Phân xưởng 021: Thu hồi Propylene (PRU)- Phân xưởng 022: Thu hồi lưu huỳnh (SRU)- Phân xưởng 023: Đồng phân hóa Naphtha nhẹ (ISOMER)- Phân xưởng 024: Xử lý LCO bằng hydro (LCO-HDT)- Ngoài ra, Nhà máy Poly Propylen cũng là 1 phân xưởng thuộc nhà máy lọc dầu,

Phân xưởng 025: Poly Propylen (PP).1.2.2 Các phân xưởng phụ trợ: Bao gồm 11 phân xưởng phụ trợ:

- Hệ thống cấp nước sinh hoạt, nước công nghệ, nước khử khoáng U031- Hệ thống hơi nước và nước ngưng U032- Phân xưởng nước làm mát U033- Hệ thống lấy nước biển U034- Phân xưởng khí điều khiển + khí công nghệ U035- Hệ thống sản xuất Nitơ U036- Hệ thống cung cấp khí nhiên liệu U037- Hệ thống dầu nhiên liệu U038- Hệ thống cung cấp kiềm U039- Hệ thống nhà máy điện U040- Hệ thống lọc nước thẩm thấu RO (Reverse Osmosic) U100

1.2.3 Phân xưởng ngoại vi: - Khu bể chứa trung gian U051 (gồm 23 bể)- Khu bể chứa sản phẩm U052 (gồm 22 bể)- Trạm xuất sản phẩm bằng đường bộ U053- Phân xưởng phối trộn sản phẩm U054



- Hệ thống phân phối dầu rửa (Flushing Oil) U055- Phân xưởng thu hồi dầu thải U056- Hệ thống đuốc đốt U057- Phân xưởng xử lý nước thải PP U058- Khu bể chứa dầu thô U060- Đường ống dẫn sản phẩm U071- Phao rót dầu không bến 1 điểm neo SPM U082

1.3 Sản phẩm: -Khí hóa lỏng LPG (cho thị trường nội địa)-Propylene-Xăng Mogas 92/95-Dầu hỏa-Nhiên liệu phản lực Jet A1-Diesel ô tô-Dầu đốt (FO).

1.4 Sơ lược về các phân xưởng công nghệ:1.4.1 Phân xưởng chưng cất khí quyển (U011):1.4.1.1 Công suất thiết kế:

6.5 triệu tấn/năm (tương đương 148.000 thùng/ngày trường hợp dầu ngọt và 141.000 thùng/ngày trường hợp dầu chua).1.4.1.2 Mô tả chung:

Dầu thô được đưa vào phân xưởng chưng cất dầu thô, được gia nhiệt sơ bộ bằng các dòng sản phẩm và dòng bơm tuần hoàn trước khi vào lò gia nhiệt. Dầu thô được tách phân đoạn thành một số sản phẩm trong tháp chưng cất chính và các tháp stripper bên cạnh sườn tháp chính. Sản phẩm Naphtha ở đỉnh được xử lý thêm trong một tháp ổn định và một thiết bị tách.

Các sản phẩm của tháp chưng cất dầu thô:

Sản phẩm Đến



Full range NaphthaKerosene

LGOHGO

Cặn chưng cất khí quyển RA

NHT (U 012)KTU (U 014)

Bể chứa (qua hệ thống pha trộn)Bể chứa hoặc LCO-HDT (hoặc đi qua hệ thống pha trộn)Phân xưởng RFCC

Sản phẩm nhẹ từ đỉnh tháp chưng cất CDU được đưa qua cụm xử lý khí của cụm phân xưởng RFCC, sau đó qua phân xuởng xử lý khí hóa lỏng LPG.

Full range naphtha được đưa qua phân xưởng xử lý Naphtha bằng Hydro, sau đó được đưa đến tháp spliter và được phân tách thành 2 dòng: Light Naphtha và Heavy Naphtha.- Light Naphtha làm nguyên liệu cho phân xưởng ISOME.- Heavy Naphtha được dùng làm nguyên liệu cho phân xưởng CCR.

Dòng Kerosene từ phân xưởng chưng cất khí quyển được đưa trực tiếp tới bể chứa Kerosene hoặc được sử dụng làm nguyên liệu trộn để sản xuất Diesel, hoặc nó được đưa tới phân xưởng xử lý Kerosene. Tại đây dòng nguyên liệu được xử lý để loại bỏ thành phần mercaptan (RSH), Hydrosulfide (H2S), acid Naphthenic (RCOOH) và nước. Kerosene sau khi xử lý và phun phụ gia chống tĩnh điện (anti-static) vào sẽ được đưa tới bể chứa sản phẩm, và được dùng làm nhiên liệu phản lực JetA1.

LGO được bơm trực tiếp đến phân xưởng LCO-HDT hoặc đến hệ thống pha trộn Diesel để cho ra Diesel thương phẩm và được bơm đến bể chứa sản phẩm.

HGO được bơm trực tiếp đến phân xưởng LCO-HDT hoặc đến bể chứa trung gian và làm cấu tử để phối trộn Diesel/Dầu đốt.

Cặn chưng cất khí quyển làm nguyên liệu cho RFCC để nâng cấp thành các sản phẩm có giá trị thương phẩm cao hơn.1.4.2 Phân xưởng NHT (U012)1.4.2.1 Công suất: 23.500 thùng/ngày.1.4.2.2 Nhà cung cấp bản quyền: UOP.1.4.2.3 Mô tả chung:

Phân xưởng xử lí Naphtha bằng Hydro xử lý toàn bộ phân đoạn Naphtha của CDU. Phân xưởng gồm 1 lò phản ứng xúc tác tầng chặt, tuổi thọ xúc tác tối thiểu 2 năm. Phân xưởng còn có thiết bị tái sinh xúc tác. Sản phẩm lỏng đi qua tháp tách LN và HN.



Còn khí của NHT sẽ được đưa qua cụm xử lý khí của phân xưởng RFCC, được làm sạch bằng quá trình hấp thụ bằng Amine.1.4.3 Phân xưởng Reforming xúc tác liên tục CCR (U013)1.4.3.1 Công suất thiết kế: 21.100 thùng/ngày.1.4.3.2 Nhà cung cấp bản quyền: UOP.1.4.3.3 Mô tả chung:

Phân xưởng CCR xử lý nguyên liệu là Heavy Naphtha (HN) đã xử lý bằng Hydro tại phân xưởng NHT. Nguyên liệu đi vào thiết bị phản ứng tiếp xúc với các tầng xúc tác tuần hoàn, chúng được tái sinh liên tục để duy trì hoạt tính xúc tác. Sản phẩm đi ra từ thiết bị phản ứng được tách thành 2 dòng.

Dòng khí giàu H2 được tuần hoàn để trộn chung với dòng nguyên liệu, một phần đi cung cấp cho NHT, ISOME, LCO-HDT và phân xưởng PP.

Dòng lỏng đi qua một loạt các thiết bị phân tách để thu hồi LPG, reformate thu được qua bể chứa trung gian để làm cấu tử phối trộn xăng Mogas 92/95 thương phẩm.1.4.4 Phân xưởng xử lý Kerosene KTU (U014)1.4.4.1 Công suất: 10.000 thùng/ngày.1.4.4.2 Nhà cung cấp bản quyền: Merichem.1.4.4.3 Mô tả chung:

Phân xưởng xử lý Kerosene được thiết kế để xử lý phân đoạn Kerosene từ phân xưởng chưng cất dầu thô với mục đích loại bỏ thành phần mercaptan (RSH), hydrosulfide (H2S), acid naphthenic (RCOOH) và nước.

Dung dịch kiềm với nồng độ 20oBe và 20oBe được cung cấp từ khu vực phụ trợ (U039).

Sản phẩm từ phân xưởng xử lý Kerosene sẽ được phun phụ gia chống tĩnh điện (anti-static) vào và được đưa tới bể chứa sản phẩm để dùng làm nhiên liệu phản lực JetA1 hoặc được đưa đến bể chứa trung gian làm nguyên liệu phối trộn Diesel thương phẩm. Dung dịch Amine loãng (MEA) sẽ được sử dụng trong phân xưởng KTU theo từng mẻ gián đoạn để tái sinh.1.4.5 Phân xưởng Cracking xúc tác tầng sôi cặn (RFCC-U015)1.4.5.1 Công suất: 69.700 thùng/ngày1.4.5.2 Nhà cung cấp bản quyền: IFP1.4.5.3 Chế độ vận hành:

- Max Naphtha RFCC ( Tối đa xăng)- Max Distillat ( Tối đa LCO )



1.4.5.4 Mô tả chung:Phân xưởng RFCC nhận trực tiếp phần cặn chưng cất khí quyển nóng từ phân

xưởng chưng cất khí quyển, hoặc phần cặn nguội từ bể chứa.Cụm chuyển hóa và phân tách: gồm có thiết bị phản ứng, thiết bị tái sinh, tháp

chưng cất chính, thiết bị kiểm soát xúc tác và các thiết bị phụ trợ khác.Bộ phận chuyển hóa của phân xưởng RFCC sẽ chế biến ra các dòng sau:

- Dòng khí ướt được dẫn tới cụm xử lý khí RFCC - Dòng naphta được dẫn tới phân xưởng NTU- Dòng dầu nhẹ (LCO) được đưa đến bể chứa và phân xưởng LCO-HDT.- Dòng dầu cặn (DCO) được đưa tới hệ thống pha trộn dầu đốt hoặc bồn chứa

dầu đốt dùng cho nhà máy.Cụm xử lý khí RFCC: Cụm xử lý khí RFCC gồm có hai tháp hấp thụ bằng Amine

và một thiết bị stripping để xử lý khí nhiên liệu và khí hóa lỏng LPG trước khi chúng ra khỏi thiết bị và sẽ sử dụng dòng Amine sạch từ tháp tái sinh Amine (ARU). Dòng Amine bẩn sẽ được đưa trở lại ARU để tái sinh.

Dòng khí ướt và sản phẩm đỉnh từ tháp chưng cất chính được đưa tới cụm xử lý khí của phân xưởng RFCC, sẽ tạo ra các dòng sau:

-Dòng FG chưa bão hòa đi ra từ tháp hấp thụ bằng Amine. -Dòng hỗn hợp C3/C4 được đưa tới phân xưởng xử lý LPG (LTU) trước khi

phân tách ra trong phân xưởng thu hồi Propylene (PRU).-Toàn bộ dòng Naphtha thu hồi được đưa tới phân xưởng xử lý Naphtha của

phân xưởng RFCC (NTU).1.4.6 Phân xưởng xử lý LPG (U 016)1.4.6.1 Công suất: 21.100 thùng/ngày.1.4.6.2 Nhà cung cấp bản quyền: Merichem.1.4.6.3 Công nghệ: tiếp xúc màng sợi Fiber-film contractor.1.4.6.4 Mô tả chung:

Phân xưởng xử lý LPG được thiết kế để xử lý dòng C3/C4 từ cụm xử lý khí RFCC trước khi đưa tới phân xưởng thu hồi Propylene. Phần lớn H2S trong dòng LPG được tách ra trong tháp hấp thụ bằng Amine nằm trong cụm xử lý khí RFCC.

Phân xưởng xử lý LPG được thiết kế làm giảm hàm lượng mercaptan, carbonyl sulfide và H2S trong dòng C3/C4.



1.4.7 Phân xưởng xử lý Naphtha của phân xưởng RFCC (U017)1.4.7.1 Công suất: 45.000 thùng/ngày.1.4.7.2 Nhà cung cấp bản quyền: Merichem.1.4.7.3 Công nghệ: Tiếp xúc màng-sợi1.4.7.4 Mô tả chung:

Phân xưởng xử lý Naphtha bằng được thiết kế để xử lý Naphtha sinh ra từ RFCC, mục đích là làm giảm hàm lượng Mercaptan, S đến mức tối thiểu.

Sản phẩm từ phân xưởng NTU được đưa tới hệ thống pha trộn xăng.Bể chứa sản phẩm không đạt chất lượng được đặt ở cuối đầu ra của phân xưởng

NTU. Kiềm sạch ở nồng độ thích hợp được cung cấp cho phân xưởng để dùng cho xử lý. Kiềm đã qua sử dụng từ tháp xử lý được dẫn tới phân xưởng trung hòa kiềm.1.4.8 Phân xưởng xử lý nước chua SWS (U018)

Mô tả chung: Nước chua từ các phân xưởng CDU, NHT và RFCC được đưa tới bình ổn định, tại

đây các hydrocarbon được tách khí. Dòng khí chua này được đưa tới đầu đuốc đốt khí chua. Hỗn hợp nước chua được bơm qua thiết bị trao đổi nhiệt nguyên liệu và sản phẩm đáy tới cột tách, tại đây ammoniac và H2S hòa tan được loại ra khỏi nước chua. Khí chua ở đỉnh của tháp tách được ngưng tụ và hồi lưu, và phần khí chua còn lại với nồng độ cao được dẫn tới đuốc đốt khí chua.

Nước đã khử chua được làm mát bằng dòng nguyên liệu và không khí trước khi dẫn tới phân xưởng xử lý nước thải (ETP). Một phần nước đã khử chua được sử dụng làm nước tách muối trong phân xưởng CDU.1.4.9 Phân xưởng tái sinh amine (U019)

Dòng amine bẩn từ phân xưởng RFCC được đưa đến bình ổn định để loại bỏ hydrocacbon và khí khỏi amine. Dầu tràn ra được dẫn đến bể chứa dầu thải nhẹ, khí chua được làm sạch và dẫn đến hệ thống khí nhiên liệu.

Dòng amine bẩn được đưa đến thiết bị trao đổi nhiệt giữa nguyên liệu và sản phẩm, rồi đến tháp tái sinh để tách H2S. Khí chua ở đỉnh tháp tách được ngưng tụ và hồi lưu, khí chua còn lại được đưa qua hệ thống đốt khí chua.

Dòng Amine sạch tách ra được làm mát bằng dòng nguyên liệu và không khí. Amine sạch sau đó được xử lý bằng tác nhân chống tạo bọt và bơm ngược trở lại các tháp hấp thụ H2S trong phân xưởng RFCC. Một phần dòng Amine được lọc để loại bỏ tạp chất.



Trong trường hợp phân xưởng dừng hoạt động, một bể có khả năng chứa toàn bộ lượng Amine đã qua sử dụng. Amine sạch được chứa trong một bể nhỏ bổ sung để pha chế dung dịch Amine ban đầu và dung dịch Amine bổ sung.1.4.10 Phân xưởng trung hòa kiềm thải (U020)

Phân xưởng trung hòa Kiềm thải dùng để trung hòa và loại bỏ dầu phenolic và naphthenic ra khỏi các dòng kiềm thải.

Kiềm thải được tách khí và sau đó được trung hòa bằng acid sulfuric. Nước muối trung hòa được đưa tới phân xưởng xử lý dòng thải. Khí chua sinh ra từ phân xưởng được đưa đến đuốc đốt khí chua. Các dòng đưa tới phân xưởng trên cơ sở từng mẻ và liên tục.

Phân xưởng được thiết kế để tạo ra nước muối trung tính có pH nằm trong khoảng từ 6-8, với nguyên liệu theo thiết kế. Acid sulfuric sạch được cung cấp từ bể chứa nằm trong phạm vi phân xưởng.1.4.11 Phân xưởng thu hồi Propylen (U021)

Phân xưởng thu hồi Propylene được thiết kế để xử lý dòng hỗn hợp C3/C4 từ phân xưởng xử lý LPG. Phân xưởng PRU sẽ tách và tinh chế Propylene để đạt được đặc tính kỹ thuật của loại Propylene độ sạch polymer hóa 99.6% khối lượng. Giai đoạn đầu trong quá trình loại C4 ra khỏi LPG trong một tháp tách C3/C4. Thiết bị tách chính Propane/Propylene có hai cấp.

Cấp một là giai đoạn tách C2-.

Cấp hai là cột tách propane/Propylene. Sản phẩm Propylene từ cột tách Propane/Propylene tiếp tục được tinh chế thêm. Giai đoạn thứ nhất sẽ là loại bỏ carbonyl sulfur bằng xúc tác khô. Giai đoạn thứ hai thông thường bao gồm việc loại bỏ Asen, Phosphor và antimoan bằng tầng xúc tác khô. Các giai đoạn tinh chế được kết hợp trong cùng một tháp.1.4.12 Phân xưởng thu hồi lưu huỳnh (U022)

Phân xưởng thu hồi lưu huỳnh bằng phương pháp Claus (SRU), công suất xử lý 3 tấn lưu huỳnh/ngày để xử lý khí acid từ phân xưởng ARU, khí thoát ra từ phân xưởng SWS và khí thải từ CNU. Khí acid từ ARU được đưa tới lò phản ứng, khí thoát ra từ phân xưởng SWS và khí thải từ CNU được đưa tới lò đốt.

Sản phẩm lưu huỳnh thu hồi tối thiểu là 99.9% và hiệu suất thu hồi lưu huỳnh của phân xưởng Claus không nhỏ hơn 92.6%.

Nồng độ phát tán các khí NOx, SOx, và CO từ lò đốt của phân xưởng sẽ đáp ứng tiêu chuẩn chất lượng khí Việt Nam (TVCN 5939-1995).



1.4.13 Phân xưởng đồng phân hóa (U023)1.4.13.1 Công suất: 65000 thùng/ngày1.4.13.2 Nhà cung cấp bản quyền: UOP1.4.13.3 Mô tả chung:

Phân xưởng Isomer với mục đích tạo ra các sản phẩm đồng phân có chỉ số octane cao hơn, nguyên liệu được sử dụng là phân đoạn Naphtha nhẹ đã xử lý hydro từ phân xưởng NHT.1.4.14 Phân xưởng xử lý LCO bằng hydro (U024)1.4.14.1 Công suất: 1.320.000 tấn/năm1.4.14.2 Nhà cung cấp bản quyền: IFP (Axens)1.4.14.3 Mô tả chung:

Phân xưởng LCO-HDT xử lý dòng LCO từ phân xưởng RFCC bằng hydro nhằm tăng độ ổn định cho LCO để làm nguyên liệu phối trộn vào Diesel thương phẩm.1.5 Các công nghệ tiên tiến được sử dụng trong nhà máy lọc dầu Dung Quất:

NMLD Dung Quất sử dụng các công nghệ hiện đại, mua bản quyền công nghệ từ các công ty rất nổi tiếng như UOP (Mỹ), MERICHEM (Mỹ) và IFP (Pháp), cho các phân xưởng:

- Cụm phân xưởng xử lý bằng hydro nguyên liệu và phân xưởng Reforming xúc tác liên tục (NHT-CCR): phân xưởng CCR này nhằm nâng cao chỉ số octane (RON) của xăng nặng đi ra từ quá trình chưng cất khí quyển dầu thô (CDU), làm nguyên liêụ để phối trộn xăng thương phẩm. Mặc khác phân xưởng này còn cung cấp một lượng H2

cho các phân xưởng xử lý bằng H2 của nhà máy như NHT (xử lý nguyên liệu cho phân xưởng Reforming xúc tác liên tục (CCR), LCO-HDT, PP). Ưu điểm của công nghệ UOP đối với phân xưởng CCR là tăng hiệu suất sản phẩm, khả năng tái sinh xúc tác cao và yêu cầu về bảo dưỡng thấp.

- Phân xưởng cracking xúc tác tầng sôi nguyên liệu cặn (RFCC), sử dụng công nghệ R2R của IFP (Pháp) để chuyển hóa nguyên liệu cặn của phân xưởng chưng cất khí quyển (CDU) thành các sản phẩm như: khí đốt (FG), khí hóa lỏng (LPG), Gasoline, LCO, HCO + Slurry và cốc. Phân xưởng bao gồm hệ thống phun nguyên liệu, thiết bị phản ứng dạng ống đứng riser, hệ thống tách đầu ra của riser, bộ phận bốc các hydrocarbon nhẹ trên xúc tác, bậc thiết bị tái sinh thứ nhất, bậc thiết bị tái sinh thứ hai, bộ phận rút xúc tác, các đường vận chuyển xúc tác, hệ thống điều khiển…Công nghệ R2R có ưu điểm là làm tăng độ linh động của quá trình trong một khoảng rộng của



nguyên liệu, tăng hiệu suất các phân đoạn nhẹ như gasoline, distillate đồng thời giảm hiệu suất cốc và khí nhiên liệu.

- Công nghệ thiết bị tiếp xúc dưới dạng màng film xảy ra trên sợi kim loại được sử dụng trong các phân xưởng như: phân xưởng xử lý Kerosene (KTU), phân xưởng xử lý xăng Naphtha của RFCC (NTU), phân xưởng xử lý LPG (LTU) và phân xưởng trung hòa kiềm (CNU) nhằm mục đích xử lý H2S và mercaptan có mùi khó chịu và ăn mòn (KTU, LTU, NTU) và trung hòa kiềm (CNU).



CHƯƠNG 2 GIỚI THIỆU VỀ PHÂN XƯỞNG CHƯNG CẤT KHÍ QUYỂN

(CDU)

1.6 Tổng quan:Phân xưởng CDU có thể xem là phân xưởng “cửa ngõ” của nhà máy lọc dầu với

nhiệm vụ phân tách dầu thô thành những phân đoạn nhỏ hơn theo những khoảng nhiệt độ sôi khác nhau.

Phân xưởng CDU của nhà máy lọc dầu Dung Quất được thiết kế với công suất 6.5 (triệu tấn dầu thô/năm) tương đương với 812500 (kg/h) (tính theo 8000h làm việc trong 1 năm). Dự kiến đến năm 2015, nhà máy sẽ tăng công suất lên 9 triệu tấn/năm, trong đó CDU sẽ sản xuất 7.5 triệu tấn/năm, còn lại phân xưởng VDU 1.5 triệu tấn/năm. Nhiệm vụ của đề tài là “Thiết kế hệ thống chưng cất và thu hồi nhiệt tại 115% năng suất (7.5 triệu tấn/năm) của nhà máy lọc dầu Dung Quất bằng phần mềm mô phỏng PRO/II”.


Hình 2.1: Mô hình 3D của phân xưởng CDU nhà máy lọc dầu Dung Quất theo hướng Đông Nam


Hình 2.2: Mô hình 3D của phân xưởng CDU nhà máy lọc dầu Dung Quất theo hướng Tây Nam

1.7 Mô tả quá trình công nghệ: [5]Quá trình phân tách thực hiện trong tháp chưng cất khí quyển có 48 đĩa, có thiết bị

ngưng tụ đỉnh nhưng không có thiết bị đun sôi lại ở đáy tháp, hoạt động dưới áp suất từ 1÷ 3 (bars). Các dòng sản phẩm được trích ra từ các tháp tách cạnh sườn (strippers), các tháp strippers gồm:- Stripper Kerosene dùng lưu chất HGO để đun sôi lại tại đáy tháp.- Strippers LGO, HGO: dùng hơi nước để bay hơi các cấu tử nhẹ của các dòng sản phẩm LGO, HGO.

Các phần nhẹ bay hơi từ các Strippers được đưa lại tháp chính tại vị trí phía trên đĩa lấy sản phẩm (Draw-off tray).

Chiều cao tổng thể của tháp chưng cất khí quyển khoảng 50 mét, được trang bị qui ước từ 30÷50 đĩa van, còn các tháp tách cạnh sườn (strippers) có từ 2÷10 đĩa cùng loại với tháp chính.

Dầu thô được nâng nhiệt sơ bộ thông qua các thiết bị trao đổi nhiệt sử dụng nhiệt thu hồi từ các sản phẩm và từ các dòng hồi lưu tuần hoàn đến nhiệt độ khoảng 140OC, tại nhiệt độ này dầu thô được khử muối. Công đoạn này được thực hiện ở áp suất đủ



lớn (10 ÷13 kg/cm ) nhằm mục đích giữ cho hỗn hợp dầu thô và nước tồn tại ở trạng

thái lỏng tại nhiệt độ mong muốn. Dầu thô sau khi tách muối sẽ tiếp tục được nâng nhiệt thông qua các thiết bị gia nhiệt khác nhằm thu hồi tối đa lượng nhiệt từ các dòng sản phẩm có nhiệt độ sôi cao hơn và sau đó đưa vào lò đốt nhằm nhằm tăng nhiệt độ của dầu thô lên đến nhiệt độ mong muốn (khoảng 340-360oC) trước khi đưa vào tháp phân tách chính. Hơi tại đỉnh tháp được ngưng tụ thông qua hệ thống làm nguội bằng quạt rồi vào bình hồi lưu. Tại đây dòng naphtha lấy ra sẽ được đưa qua tháp ổn định xăng nhằm loại bỏ các thành phần nhẹ và nước. Naphtha sau khi xử lý sẽ được đưa trực tiếp sang phân xưởng NHT hoặc qua bể chứa trung gian. Các dòng sản phẩm tách cạnh sườn sẽ qua các thiết bị strippers để loại bỏ các thành phần nhẹ (dùng hơi nước hoặc thiết bị đun sôi lại). Phần nhẹ tách ra sẽ quay về thân tháp (đây được coi là dòng hồi lưu trung gian), còn phần nặng được xem là sản phẩm của phân xưởng.

Trước khi đi đến bể chứa, các dòng sản phẩm được cho qua thiết bị thu hồi nhiệt để tận dụng lượng nhiệt thừa, đồng thời làm giảm nhiệt độ của sản phẩm trước khi vào bể chứa.

Sản phẩm đáy (RA) mang một lượng nhiệt khá lớn được đem đi trao đổi nhiệt với dòng nguyên liệu. Sau đó, chia làm 2 dòng: 1 dòng đi qua làm nguyên liệu cho phân xưởng RFCC ở nhiệt độ 900C, áp suất 5,5 kg/cm2g; dòng còn lại đi qua các thiết bị trao đổi nhiệt để tiếp tục làm lạnh ở nhiệt độ 700C rồi mới đưa vào bể chứa.1.7.1 Hệ thống tiền gia nhiệt cho dầu thô:

Dầu thô được bơm từ bể chứa đến phân xưởng chưng cất dầu thô bởi bơm nguyên liệu P-6001A/B/C. Sau khi đi vào cụm phân xưởng, dầu thô được gia nhiệt tại 2 dãy thiết bị trao đổi nhiệt (mỗi dãy bao gồm 2 nhánh song song nhau) bị phân cách bởi thiết bị tách muối để thu hồi nhiệt nhằm nâng nhiệt độ của dầu thô.

Tại dãy trao đổi nhiệt đầu tiên (dãy tiền gia nhiệt nguội), nhiệt độ của dầu thô từ 50oC được nâng lên 140–133oC tùy theo nguyên liệu là dầu thô Bạch Hổ hay Dubai. Để giữ cho nhiệt độ đầu ra của dầu thô ở hai nhánh song song là tương đương nhau, dòng dầu thô đi vào mỗi nhánh được điều chỉnh bằng các van điều khiển 011-TV-007A và 011-TV-007B đặt tại đầu vào của các thiết bị trao đổi nhiệt E-1101 và E-1102 tương ứng.

Sau khi ra khỏi thiết bị tách muối, dầu thô được bơm bởi Booster bơm P-1101A/B đến dãy tiền gia nhiệt nóng (Hot Preheat Crude Train) (dãy thứ hai), nhiệt độ của dầu thô được nâng lên từ 140-133oC đến 283-277oC tương ứng với từng loại dầu thô Bạch Hổ và dầu Dubai. Nhằm duy trì nhiệt độ đầu ra của dầu thô tại nhánh song song là



tương đương nhau, dòng dầu vào được điều chỉnh bởi hai van điều khiển 011-TV-015A và 011-TV- 015B đặt tại đầu vào của các thiết bị trao đổi nhiệt E-1105A-J và E-1106A-F tương ứng.

Bảng 2 tóm tắt các thiết bị trao đổi nhiệt cũng như các dòng sản phẩm nóng được sử dụng trong mỗi thiết bị trao đổi nhiệt.

Bảng 2: Dãy các thiết bị trao đổi nhiệt

Nhánh A Nhánh B

Dãy tiền gia nhiệt nguội

E-1101 A-H*Trao đổi với dòng cặn chưng cất từ E-1105.

E-1102Trao đổi với dòng Kerosene hồi lưutuần hoàn đi từ bơm P-1103.

E-1103A/BTrao đổi với dòng Light Gas Oil đi từ tháp T-1103.

E-1104**Trao đổi với dòng Heavy Gas Oil đi từ E-1107.

Dãy tiền gia nhiệt nóng

E-1105A-J*Trao đổi với dòng cặn chưng cất từ E-1108.

E-1106A-F

Trao đổi với dòng Light Gas Oil hồi lưutuần hoàn đi từ bơm P-1104.

E-1107**Trao đổi với dòng Heavy Gas Oil đi từ tháp T-1104.

E-1109Trao đổi với dòng Heavy Gas Oil hồi lưu tuần hoàn từ bơm P-1105.

E-1108A-D*Trao đổi với dòng cặn chưng cấtđi từ E-1134.

E-1134 A/B*



Trao đổi với dòng cặn chưng cất đi từ bơm P-1106.

* Cặn chưng cất qua các thiết bị trao đổi nhiệt nối tiếp nhau (E-1101, E-1105, E1108, E-1134).** Dòng HGO đi qua các thiết bị trao đổi nhiệt nối tiếp nhau (E-1104, E-1107).



1.7.2 Cụm thiết bị tách muối:Muối vô cơ được tách ra từ quá trình nhũ tương hóa nước với dầu và được tách ra ở

thiết bị tách muối. Hệ thống tách muối bao gồm 02 thiết bị tách muối mắc nối tiếp nhau (A-1101-D-01/02), tại đó hàm lượng muối hòa tan được tách ra cùng với nước nhằm



đạt tiêu chuẩn là 2.0 ppm khối lượng (tối đa) và nước tự do là 0.2% thể tích (tối đa) tại nhiệt độ vận hành của thiết bị tách muối.

Dầu thô có chứa các chất cặn đến từ dãy tiền gia nhiệt nguội (E-1101A/H, E-1102, E-1103 A/B và E-1104) đi vào thiết bị tách muối. Nước tuần hoàn đi từ thiết bị tách muối cấp thứ hai (A-1101-D-02) được đưa vào dòng dầu thô trước khi đi vào thiết bị tách muối thứ nhất. Dầu thô tiếp tục qua thiết bị trộn tĩnh thứ nhất (A-1101-M-01) như là thiết bị phân tán dầu thô/nước nhằm tăng diện tích tiếp xúc bề mặt giữa hai chất lỏng để đạt đến giá trị tối ưu. Sau khi ra khỏi thiết bị trộn, hỗn hợp dầu và nước được hợp nhất ở trạng thái nhũ tương tại van trộn 011-PDV-503 đặt ở dòng vào của thiết bị tách muối cấp thứ nhất A-1101-D01. Dòng lưu thể đi vào thiết bị tách muối cấp thứ nhất và được tách ra làm 2 pha khác nhau (dầu thô và nước) dưới tác động của lực tĩnh điện. Dầu thô đã được tách muối dịch chuyển lên phần đỉnh của bình tách còn nước hòa tan muối đi xuống phần đáy của bình tách và được đưa đến phân xưởng xử lý nước thải ETP.

Dầu thô từ thiết bị tách muối cấp thứ nhất A-1101-D-01 được trộn với nước rửa muối đến từ thiết bị trao đổi nhiệt E-1128 tại thiết bị trộn tĩnh thứ hai A-1101-M-02 và đi vào bình tách thứ hai qua van trộn 011-PDV-506 (nước tuần hoàn từ thiết bị tách muối thứ hai có thể được đưa trở lại trước thiết bị trộn tĩnh thứ hai thông qua van FV-164 nhờ bơm nước tuần hoàn P-1118A/B nhằm cải thiện quá trình tách muối).

Độ nhũ trong mỗi thiết bị tách muối được điều chỉnh và kiểm soát bằng bộ điều khiển chênh áp ở 011-PDIC-503/506.

Dưới tác động của lực tĩnh điện, dầu thô được tách muối thêm một lần nữa triệt để hơn tại thiết bị tách muối A-1101-D-02. Dòng dầu đã được tách muối đi ra từ đỉnh của bể tách còn nước đi ra từ đáy của thiết bị tách muối, tuần hoàn trở lại ở thiết bị tách muối thứ nhất bởi bơm P-1118 A/B.

Hệ thống tách muối được thiết kế có thể vận hành với chỉ một cấp (một trong hai thiết bị tách có thể ngừng). Ngoài ra, không cho phép việc ngừng hoàn toàn cả hai thiết bị tách muối cùng lúc, các van tại đầu hút của Booster bơm P-1101 sẽ đóng lại khi cả hai van ở đường bypass đều mở thông qua khóa liên hợp 011-SP-815.

Nhằm tăng hiệu quả tách muối và nước ở thiết bị tách muối cũng như giảm thiểu lượng dầu cuốn theo dòng nước thải, hóa chất phá nhũ từ bể chứa A-1104-D-12 được bơm A-1104-P-23A/B đưa đến cho cả dòng nguyên liệu dầu thô trước dãy tiền gia nhiệt nguội và trước khi vào thiết bị tách muối cấp thứ hai.



Hệ thống rửa bùn được dùng định kỳ để tách các chất rắn có trong dầu thô tích tụ tại đáy của thiết bị tách muối. Nước rửa bùn được trích ra từ một phần của nước rửa muối đi từ E-1128 để sục vào phần chất rắn tích tụ tại đáy của bể tách và các chất rắn được rửa đi ra khỏi bể cùng với dòng nước thải.

Nước thải trong quá trình rửa muối bao gồm nước rửa bùn, nước trong nguyên liệu dầu thô ban đầu cũng như nước thải ra từ quá trình tách muối, muối và các tạp chất thải ra trong quá trình tách muối. Nước thải được làm nguội, đầu tiên là gia nhiệt cho dòng nước sạch cung cấp cho quá trình tách muối tại thiết bị trao đổi nhiệt E-1128 A-E và tiếp tục được làm nguội sâu hơn tại thiết bị làm nguội bằng không khí (E-1129). Cuối cùng dòng nước thải được đưa đến phân xưởng xử lý nước thải ETP.

Bơm nước rửa muối P-1119A/B được sử dụng để bơm nước sạch từ bình chứa nước rửa muối D-1109 đến các thiết bị trao đổi nhiệt E-1128 A-E nhằm nâng nhiệt độ của nước rửa muối lên 120oC trước khi đi vào thiết bị tách muối thứ nhất (A-1101-D-01).

Nguồn nước sạch dùng cho quá trình rửa muối được đưa đến bình D-1109 có thể được cấp bởi nước từ phân xưởng xử lý nước chua Sour Water Stripper Unit (Unit 18), nước sinh hoạt hoặc nước công nghệ từ bơm P-1121A/B. Tuy nhiên, việc sử dụng dòng nước công nghệ để rửa muối bị hạn chế trong trường hợp chế biến dầu ngọt.





1.7.3 Lò đốt:Để nâng nhiệt độ của dầu thô đến nhiệt độ cần thiết cho quá trình chưng cất (340-

364oC tương ứng với trường hợp vận hành dầu Bạch Hổ hay dầu Dubai) và hóa hơi một phần dầu thô, lò đốt H-1101 được đặt sau dãy tiền gia nhiệt nóng.

Lò gia nhiệt H-1101 được thiết kế với công suất 83740 kW. Lò đốt bao gồm 02 buồng đốt bức xạ hình trụ và chỉ duy nhất 1 vùng đối lưu. Khi đi vào vùng đối lưu, dòng dầu thô được chia ra làm 8 nhánh đối xứng nhau. Sau khi ra khỏi vùng đối lưu, 4 nhánh được chuyển tiếp về buồng đốt thứ nhất và 4 nhánh còn lại đi về buồng đốt thứ 2. Đường ra của mỗi nhánh đặt tại đỉnh của vùng bức xạ.

Ngoài ra, một lượng nhiệt từ dòng khí thải còn được dùng để tạo hơi quá nhiệt thấp áp với 3 dãy ống trên vùng đối lưu.

Vùng bức xạ được bố trí hai buồng đốt giống hệt nhau với hệ thống ống gia nhiệt cho dầu thô đặt thẳng đứng. Có 72 ống trong mỗi buồng đốt, mỗi ống có chiều dài là 17.9m. Những ống này có các giá đỡ đặt tại đỉnh, các điểm neo ở khoảng giữa và đáy của ống. Bước chuyển tiếp của các ống từ vùng đối lưu đến vùng bức xạ đặt ở bên ngoài lò đốt và được hàn kín.

Vùng đối lưu đặt ở phía trên 2 buồng đốt bao gồm 18 lớp ống của 8 dãy ống dầu thô và 3 lớp ống để sản xuất hơi quá nhiệt. 3 lớp ống công nghệ tại cuối vùng đối lưu là các ống trần còn 15 dãy ống còn lại ở phía trên cũng như 3 dãy ống để sản xuất hơi quá nhiệt đều được lắp thêm các cánh tản nhiệt với chiều cao ¾” dọc theo thân ống nhằm tăng bề mặt hấp thu nhiệt từ quá trình đốt nhiên liệu (Fuel Gas và Fuel Oil).

Mỗi đầu đốt được trang bị hệ thống đánh lửa tự động và thiết bị dò ngọn lửa. Dòng không khí cấp cho các đầu mồi (pilot) được điều khiển bởi Venturi 011-FI-066, là một cánh cửa đón gió và có thể điều chỉnh trực tiếp tại lò đốt. Dòng không khí cho phép đi vào đầu mồi (pilot) được điều chỉnh phụ thuộc vào khối lượng phân tử của nhiên liệu đốt. Khi dùng LPG để mồi thì Venturi sẽ được mở một phần và điều chỉnh bằng cách quan sát màu sắc của ngọn lửa. Tuy nhiên, khi sử dụng nhiên liệu với khối lượng phân tử thấp hơn, Venturi sẽ đóng không cho dòng không khí đi vào đầu mồi. Đầu mồi được sử dụng nhiên liệu có khối lượng phân tử thấp với khí dư quá nhiều, sẽ phát ra tiếng ồn và người vận hành trong trường hợp này phải đóng Venturi lại.

Có 3 damper đặt ở phía trên vùng đối lưu nhằm điều chỉnh mức độ lưu thông khí (draft) trong lò đốt. Để điều chỉnh draft một cách hợp lý, người vận hành phải kiểm tra draft tại đỉnh của vùng bức xạ thông qua số đo của thiết bị hiển thị áp suất 011-PG-511 (giá trị thích hợp là -2.5 mm wc.g).Người vận hành có thể tác động đến draft trong lò



đốt bằng 3 hệ thống điều khiển bằng tay 011-HIC-510 A/B/C được lắp đặt ở ngoài field cũng như xử lý tình trạng dòng khí thải phân phối không đồng đều trong lò đốt. Các damper được thiết kế với chế độ ngừng hoàn toàn để cho dòng khí thải có thể đi ra ngoài một cách thông suốt. Vị trí của damper mở hoàn toàn trong trường hợp dòng không khí hoặc dòng điện bị hư hỏng.

Lò đốt H-1101 được thiết kế để vận hành với chế độ lưu thông cưỡng bức. Lò đốt có 2 quạt thổi (blower) (B-1101A/B) được đặt song song nhau (1 blower hoạt động và 1 damper còn lại dự phòng). Cả hai blower được thiết kế với 120% công suất thiết kế cho dòng không khí. Lưu lượng dòng không khí được điều chỉnh bởi các cánh dẫn lưu không khí ở mỗi blower. Có một thiết bị chuyển hướng (011-XV-500) được lắp đặt nhằm cách ly giữa blower dự phòng và blower đang chạy. Vị trí của thiết bị chuyển hướng được điều chỉnh bằng tay và bảng điều chỉnh 011-XZL-500 được lắp đặt nhằm cho biết thông tin về vị trí hiện tại của thiết bị chuyển hướng.

Công suất của lò đốt được điều khiển bởi nhiệt độ của dầu thô ra khỏi lò. Nhiệt độ dầu thô đi vào tháp chưng cất chính được điều khiển thông qua bộ điều khiển 011-TIC-070. Bộ điều khiển này sẽ thông qua bộ tính toán nhằm đặt ra giá trị mong muốn (setpoint) cho thiết bị điều khiển dòng dầu đốt, khí đốt cũng như dòng không khí cần cung cấp. Nói một cách khác, khi muốn tăng công suất của lò đốt theo yêu cầu, dòng không khí cấp vào sẽ tăng trước khi tăng dòng khí nhiên liệu. Ngược lại, khi giảm công suất của lò đốt, dòng khí đốt phải giảm trước khi giảm dòng không khí. Dòng không khí phải luôn được cung cấp một cách đầy đủ và đảm bảo trong suốt quá trình vận hành.

Nguyên tắc điều khiển lò đốt phải được tuân thủ trong suốt quá trình vận hành bình thường. Tuy nhiên, khi khởi động, nguyên tắc này có thể được chuyển sang chế độ vận hành bằng tay dưới sự giám sát chặt chẽ của người vận hành.

Không khí dư theo tính toán (tối ưu) phải được duy trì tại mọi thời điểm. Điều này có thể thực hiện được bằng cách điều chỉnh tỷ lệ không khí/nhiên liệu (air/fuel ratio) bởi bộ điều khiển 011-HIC-077 trong suốt quá trình vận hành.

Dòng hơi thấp áp đi vào các ống hơi quá nhiệt được điều khiển để đạt được giá trị nhiệt độ đầu ra của dòng hơi quá nhiệt theo mong muốn. Các giá trị cần điều chỉnh được thực hiện thông qua vòng điều khiển 011-TT/TIC/TV-063.1.7.4 Chưng cất dầu thô:

Nguyên liệu dầu thô hóa hơi một phần đi vào Tháp chưng cất chính T-1101 (Main Fractionator), tại vùng nạp liệu nơi mà xảy ra quá trình phân tách giữa hai pha lỏng và



hơi. Dòng lỏng rời khỏi vùng nạp liệu được strip bởi dòng hơi quá nhiệt nhằm thu hồi những cấu tử nhẹ từ đáy tháp. Dòng hơi rời khỏi vùng nạp liệu và được chưng tách thành các sản phẩm nhẹ hơn và 3 dòng sản phẩm cạnh sườn: Heavy Gas Oil (HGO), Light Gas Oil (LGO) và Kerosene.

Các sản phẩm nhẹ hơn (Gas, LPG va Naphtha) từ phần đỉnh của tháp chưng cất được ngưng tụ, dẫn đến bình tách 3 pha (Accumulator) để tách dòng Naphtha ra khỏi nước và khí, sau đó Naphtha được làm cho tinh khiết hơn tại tháp ổn định xăng T-1107 và dòng LPG được thu hồi ở phần đỉnh tháp.

Các sản phẩm nặng hơn được lấy ra bên cạnh sườn tháp bởi quá trình hồi lưu nội xảy ra bên trong tháp và dòng hơi quá nhiệt được sử dụng để tách các thành phần nhẹ tại các tháp stripper T-1103/1104. Riêng tháp T-1102 sử dụng Reboiler để bốc hơi phần nhẹ.

Đặc tính của mỗi phân đoạn có thể được thay đổi theo yêu cầu nhưng sẽ làm ảnh hưởng đến phân đoạn liền kề nó. Về cơ bản, hầu hết các tiêu chuẩn về sản phẩm chưng cất dầu thô xuất phát từ phương pháp ASTM. Phương pháp này cho biết nhiệt độ và thành phần cấu tử bay hơi tương ứng. Một cách khác nhằm điều chỉnh các chỉ tiêu của sản phẩm đó là xác định điểm sôi cuối tối đa cho phép (ASTM End Point) đối với mỗi phân đoạn.

Điểm sôi cuối của mỗi phân đoạn phụ thuộc nhiều vào khối lượng dòng được lấy ra từ tháp chưng cất. Thay đổi lưu lượng sản phẩm lấy ra là một phương thức nhằm giữ cho điểm sôi cuối của sản phẩm đạt tiêu chuẩn. Nhiệt độ của đĩa mà tại đó dòng sản phẩm bên được rút ra hiển thị điểm sôi cuối của sản phẩm và người vận hành có kinh nghiệm sẽ thay đổi lưu lượng dòng sản phẩm được rút ra nhằm giữ nhiệt độ tại đĩa rút sản phẩm là không đổi và vì thế sản phẩm sẽ đạt tiêu chuẩn.

Nhằm giảm lưu lượng hơi và lỏng lưu thông trong tháp, tận dụng thu hồi nhiệt cũng như tăng hiệu suất tách, có 4 dòng hồi lưu tuần hoàn được sử dụng đến: dòng hồi lưu tuần hoàn đỉnh, dòng hồi lưu tuần hoàn Kerosene, dòng hồi lưu tuần hoàn LGO và dòng hồi lưu tuần hoàn HGO.

Tháp chưng cất chính có 48 đĩa được chia ra làm 2 vùng với đường kính tháp là khác nhau: vùng thứ nhất từ đĩa số 1 đến đĩa 42 với đường kính trong tháp là 6700mm và vùng thứ hai từ đĩa 43 đến đĩa 48 với đường kính là 4000mm với tổng chiều cao của thân tháp là 42850 mm.

Tháp chưng cất có thể được chia thành 6 vùng như sau:- Vùng sản phẩm đỉnh



- Vùng Kerosene. - Vùng Light Gas Oil.- Vùng Heavy Gas Oil.- Vùng Overflash (vùng nạp liệu).- Vùng cặn.





1.7.4.1 Vùng sản phẩm đỉnh (overhead section):Dòng hồi lưu tuần hoàn đỉnh của tháp chưng cất cung cấp lượng hồi lưu đến vùng

đỉnh của T-1101 và giữ cho nhiệt độ tại đỉnh tháp ổn định. Bơm hồi lưu tuần hoàn đỉnh (Top pumparound pump) P-1102A/B rút dòng lỏng từ đĩa số 4 của tháp và bơm đến thiết bị trao đổi nhiệt E-1112. Tại E-1112, dòng lỏng được làm lạnh bằng không khí, sau đó quay trở lại tháp chưng cất chính tại đĩa số 1. Quá trình tách nhiệt từ dòng hồi lưu tuần hoàn đỉnh ở cụm trao đổi nhiệt bằng không khí (E-1112) được điều chỉnh để kiểm soát nhiệt độ tại đỉnh thông qua các van điều khiển UV-079 và UV-080.

Dòng hơi từ đỉnh tháp sau khi được bổ sung hóa chất chống ăn mòn và hóa chất trung hòa sẽ được ngưng tụ hoàn toàn tại thiết bị làm lạnh E-1111 (Main Fractionator Condenser) đến khoảng 45oC. Dòng sản phẩm sau khi ra khỏi cụm trao đổi nhiệt được ngưng tụ chảy đến bình tách ba pha D-1103 (Main Fractionator Accumulator Drum).

Tại bình tách ba pha D-1103, nước được tách ra từ dòng Naphtha chưa xử lý (unstabilised naphtha) và chảy đến bình D-1106 thông qua van điều khiển mức 011-LV-040. Dòng Naphtha chưa xử lý được gia nhiệt bởi dòng sản phẩm Naphtha từ đáy của tháp ổn định xăng T-1107 tại thiết bị trao đổi nhiệt E-1118A/B (Stabiliser feed/Bottom Exchanger) trước khi đưa vào làm nguyên liệu cho tháp ổn định xăng T-1107 thông qua bơm P-1110A/B.

Bộ điều khiển 011-PIC-064 duy trì áp suất không đổi là 0.98 kg/cm2g trong bình tách 3 pha D-1103 bởi van điều khiển PV-064 A/B/C. Trong trường hợp áp suất tại bình tách 3 pha D-1103 thấp, van điều kiển 011-PV-064A sẽ mở để đưa dòng khí nhiên liệu đi vào bình nhằm nâng áp suất của bình. Trong trường hợp áp suất trong bình cao, dòng khí dư (off gas) từ bình sẽ được đưa đến phân xưởng RFCC (phân xưởng Cracking xúc tác) bởi van điều khiển 011-PV-064B. Ngoài ra, khi van điều khiển 011-PV-064B được mở hoàn toàn nhưng áp suất tại bình tách vẫn tăng lên, dòng khí dư (off gas) được dẫn đến hệ thống đốt đuốc (flare system) thông qua van điều khiển 011-PV-064C.1.7.4.2 Vùng Kerosene (Kerosene Section):

Kerosene được lấy ra tại đĩa 15 và một phần tuần hoàn đến dãy các thiết bị gia nhiệt sơ bộ (E-1102) thông qua bơm hồi lưu tuần hoàn dòng Kerosene P-1103A/B (Kerosene pumparound pump). Để đạt được hiệu quả tách tốt của quá trình chưng cất trong tháp T-1101 cũng như đáp ứng được điểm cắt giữa hai phân đoạn Naphtha và Kerosene theo yêu cầu thì lượng nhiệt cần lấy ra từ dòng Kerosene tuần hoàn được điều khiển bởi công suất của thiết bị trao đổi nhiệt E-1102 thông qua bộ điều khiển công suất nhiệt



011-UIC-029 bằng cách sử dụng các van điều khiển 011-UV-083/084 để điều khiển dòng Kerosene đi qua thiết bị trao đổi nhiệt và đường nối tắt (bypass). Sau đó dòng Kerosene quay trở lại tháp chưng cất chính T-1101 tại đĩa 12.

Phần còn lại của dòng Kerosene được đưa đến tháp Kerosene Stripper T-1102 thông qua van điều khiển 011-LV-011. Tháp T-1102 này gồm có 10 đĩa và thiết bị tái đun sôi Kerosene (E-1110), là thiết bị trao đổi nhiệt bằng cách dùng dòng hồi lưu tuần hoàn HGO để gia nhiệt. Có thể sử dụng dòng hơi quá nhiệt (Superheated LP Steam) tại đáy tháp nhưng không cần thiết trong điều kiện vận hành bình thường.

Dòng hơi từ đỉnh của tháp T-1102 quay trở lại tháp chưng cất chính tại đĩa 12. Sản phẩm Kerosene tại đáy tháp được bơm đến thiết bị làm lạnh bằng không khí E-1114 (Kerosene Air Cooler), sau đó được làm nguội bởi nước làm lạnh tại E-1115 (Kerosene Water Cooler) đến khoảng 40oC thông qua bơm P-1107A/B ( Kerosene Product Pump) trước khi đi đến làm nguyên liệu cho phân xưởng xử lý Kerosene (Kerosene Treating Unit).1.7.4.3 Vùng Light Gas Oil (Light Gas Oil Section):

Dòng Light Gas Oil (LGO) được lấy ra tại đĩa 26 của tháp chưng cất và một phần được bơm hồi lưu tuần hoàn thông qua bơm P-1104A/B, phần còn lại được đưa đến LGO Stripper.

Bơm hồi lưu tuần hoàn LGO P-1104 (LGO Pumparound Pump) đưa một phần của dòng LGO đến dãy tiền gia nhiệt nóng (Hot Preheat Train) tại E-1106A-F. Để đạt được hiệu quả tách tốt của quá trình chưng cất trong tháp T-1101 cũng như đáp ứng được điểm cắt giữa hai phân đoạn LGO và HGO theo yêu cầu thì lượng nhiệt cần lấy ra từ dòng LGO tuần hoàn được điều khiển bởi công suất của thiết bị trao đổi nhiệt E-1106A-E thông qua bộ điều khiển công suất nhiệt 011-UIC-032 bằng cách sử dụng các van điều khiển 011-UV-087/088 để điều khiển dòng LGO đi qua thiết bị trao đổi nhiệt và đường nối tắt (bypass). Sau đó dòng LGO quay trở lại tháp chưng cất chính T-1101 tại đĩa 23.

Phần còn lại của dòng LGO được điều chỉnh bởi van điều khiển 011-LV-013 và được đưa đến tháp tách cạnh sườn LGO Stripper T-1103. Tháp T-1103 gồm có 6 đĩa và dòng hơi quá nhiệt (Superheated LP Steam) phun vào đáy tháp được điều khiển thông qua van 011-FV-017.

Dòng khí từ đỉnh của T-1103 quay trở lại tháp T-1101 tại đĩa 23. Sản phẩm LGO tại đáy tháp T-1103 đi đến E-1103 để trao đổi nhiệt với dòng dầu thô trước khi đi đến tháp làm khô LGO bằng chân không (T-1105).



1.7.4.4 Vùng Heavy Gas Oil (Heavy Gas Oil Section):Dòng Heavy Gas Oil (HGO) được lấy ra tại đĩa 38 của tháp chưng cất, một phần

được đưa đến bơm hồi lưu tuần hoàn HGO (HGO pumparound Pump) P-1105A/B và phần còn lại chuyển đến tháp tách cạnh sườn T-1104 (HGO Stripper).

Bơm hồi lưu tuần hoàn HGO P-1105 (HGO Pumparound Pump) đưa một phần của dòng HGO đến dãy tiền gia nhiệt nóng (Hot Preheat Train) tại E-1109. Sau đó HGO được đưa đến thiết bị tái đun sôi E-1110 để gia nhiệt cho dòng Kerosene từ đáy của tháp T-1102. Để đạt được hiệu quả tách tốt của quá trình chưng cất trong tháp T-1101 cũng như đáp ứng được điểm cắt giữa hai phân đoạn HGO và phân đoạn cặn theo yêu cầu thì lượng nhiệt cần lấy ra từ dòng HGO tuần hoàn được điều khiển bởi công suất của thiết bị trao đổi nhiệt E-1109 thông qua bộ điều khiển công suất nhiệt 011-UIC-031 (điều khiển lượng nhiệt lấy ra ở thiết bị trao đổi nhiệt E-1109) và 011-UIC-033 (điều khiển lượng nhiệt tổng lấy ra của dòng hồi lưu tuần hoàn HGO) bằng cách sử dụng các van điều khiển 011-UV-085/086/089/090 để điều khiển dòng HGO đi qua thiết bị trao đổi nhiệt và đường nối tắt (bypass). Sau đó dòng HGO quay trở lại tháp chưng cất chính T-1101 tại đĩa 35. Phần còn lại của dòng HGO đi đến tháp tách cạnh sườn HGO Stripper T-1104, dòng này được điều khiển bởi cụm điều khiển 011-LV-016. Tháp T-1104 gồm có 6 đĩa và dòng hơi nước quá nhiệt (Superheated LP Steam) phun vào đáy tháp được điều khiển bởi van 011-FV-019.

Dòng hơi từ đỉnh của tháp T-1104 quay trở lại tháp chưng cất chính tại đĩa 35. Sản phẩm HGO từ đáy của tháp tách cạnh sườn T-1104 chảy đến thiết bị trao đổi nhiệt E-1107 và E-1104 trước khi đưa đến tháp làm khô HGO bằng chân không T-1106.1.7.4.5 Vùng Nạp Liệu (Overflash Section):

Vùng nạp liệu là điểm mà nguyên liệu dầu thô đi vào tháp chưng cất sau khi ra khỏi lò đốt. Vùng nạp liệu là khu vực nằm giữa đĩa thứ 42 và 43. Dòng nguyên liệu dầu thô đi vào tháp chưng cất thông qua các miệng ống đặt theo tiếp tuyến của tháp ( tangential nozzle) đảm bảo sự phân bố tốt cho cả hai pha lỏng và hơi tại vùng nạp liệu.

Dòng hơi nóng đi lên phía trên của tháp và tiếp xúc pha với dòng lỏng hồi lưu từ trên xuống dọc theo thân tháp.

Dòng lỏng từ vùng nạp liệu chảy tràn xuống đáy tháp và dòng hơi quá nhiệt được đưa vào từ đáy tháp để tách các cấu tử nhẹ ra khỏi vùng cặn.



1.7.4.6 Vùng cặn chưng cất (Residue section):Để tách những phần nhẹ ra khỏi dòng cặn chưng cất, hơi quá nhiệt (superheated LP

steam) được phun vào liên tục ở đáy tháp chưng cất chính. Lưu lượng của dòng hơi quá nhiệt được điều chỉnh bởi van điều khiển 011-FV-012.

Mức chất lỏng tại đáy của tháp chưng cất chính T-1101 được điều khiển bởi bộ điều khiển 011-LIC-007 thông qua các van 011-FV-026/027/029 trên dòng cặn (residue) sau khi ra khỏi dãy tiền gia nhiệt nguội. Quá trình điều khiển được thực hiện theo yêu cầu cung cấp lượng dầu cặn đi đến làm nguyên liệu cho phân xưởng RFCC thông qua van điều khiển 011-FV-029 (trước thiết bị trao đổi nhiệt E-1120A-D); phần còn lại của cặn chưng cất, sau khi được làm lạnh đến nhiệt độ 85oC tại thiết bị trao đổi nhiệt E-1120A-D sẽ được đưa đến bể chứa thông qua cụm van điều khiển 011-FV-026/027 (điều khiển theo kiểu chia khoảng).

Cặn chưng cất từ đáy của tháp chưng cất chính (tại nhiệt độ 330-350 oC) được bơm đến dãy các thiết bị trao đổi nhiệt bởi bơm cặn chưng cất (Residue Pump) P-1106A/B. Cụ thể, dòng cặn chưng cất dầu thô được bơm đến các thiết bị trao đổi nhiệt theo trình tự như sau: E-1134A/B, E-1108A-D, E-1105 A-J, E-1101 A-H.

Nhiệt của dòng cặn được loại bỏ bởi quá trình trao đổi nhiệt với dòng nước ấm (tempered water) tại cụm thiết bị trao đổi nhiệt E-1120 A-D (Residue /Tempered Water Cooler). Sau đó dòng nước ấm được làm nguội lại tại thiết bị làm lạnh bằng không khí E-1133 (Tempered Water Air Cooler). Bơm P-1122 A/B (Tempered Water Pump) sẽ tuần hoàn dòng nước ấm được làm nguội từ thiết bị làm lạnh bằng không khí E-1133, trong trường hợp cần thiết bổ sung nước từ bình chứa nước ấm D-1115 (Tempered Water Drum), đến thiết bị trao đổi nhiệt E-1120A/B như một lưu chất làm lạnh.1.7.5 Cụm tháp ổn định xăng (Stabilizer Section):

Xăng chưa ổn định (Unstabilised Naphtha) từ bình tách 3 pha D-1103 được tiền gia nhiệt tại thiết bị trao đổi nhiệt E-1118 trước khi đi vào tháp ổn định xăng T-1107 (Stabilizer Column), là nơi mà LPG được tách ra từ dòng Naphtha. Tháp ổn định xăng chia thành 2 vùng với các đường kính của tháp là: 1500mm tại vùng đỉnh và 2600mm tại đáy của tháp, với 32 đĩa cùng với thiết bị tái đun sôi E-1121 (Stabilizer Reboiler) tại đáy và hệ thống hồi lưu ngoại tại đỉnh tháp.

Dòng hơi ở trên đỉnh tháp được ngưng tụ một phần tại cụm thiết bị làm lạnh bằng không khí E-1122 (stabiliser Condenser), sau đó đi đến bình tách 3 pha D-1104 (Stabilizer Reflux Drum). Tại bình tách D-1104, dòng khí dư (off gas), LPG và nước được tách ra.



Áp suất tại tháp ổn định xăng T-1107 được điều khiển bởi van 011-PV-068B, bằng cách điều chỉnh dòng khí dư (off gas) xả đến phân xưởng RFCC. Trong trường hợp van PV-068B đã mở nhưng áp suất vẫn vượt quá giới hạn, van điều khiển 011-PV-068C được mở ra để xả đến hệ thống đuốc đốt (Flare). Mức nước tại đáy của bình tách D-1104 được điều khiển bởi cụm điều khiển 011-LV-050 và nước được đưa đến bình tách D-1103.

Một phần LPG được hồi lưu trở lại đỉnh của tháp ổn định xăng T-1107 bởi bơm P-1114A/B (Stabilizer Reflux Pump). Dòng hồi lưu này được điều khiển bởi van 011-FV-036.

Phần còn lại của LPG được bơm P-1115A/B (stabilizer LPG pump) đưa đến cụm thu hồi khí tại phân xưởng RFCC. Chất lượng dòng LPG được điều khiển thông qua bộ tính toán về tỉ lệ của dòng nguyên liệu đi vào tháp ổn định xăng (dòng nguyên liệu được điều khiển bởi van 011-FIC-032) với hàm lượng Pentane có trong dòng LPG (được xác định bởi thiết bị phân tích 011-AIC-004). Ngoài ra còn có đường dẫn dòng LPG đến bể chứa LPG không đạt tiêu chuẩn.

Dòng lỏng từ đáy của tháp ổn định xăng T-1107 được đun nóng thông qua thiết bị tái đun sôi E-1121 (Stabilizer Reboiler). Thiết bị này sử dụng hơi cao áp (High Pressure Steam) như một dòng nóng để gia nhiệt. Dòng hơi cao áp này được giảm sự quá nhiệt tại thiết bị Desuperheater (DS-1101) bởi dòng nước cao áp cấp cho nồi hơi (BFW).

Dòng Full Range Naphtha đi ra từ đáy tháp được dùng để gia nhiệt cho dòng nguyên liệu đầu vào của tháp ổn định xăng tại thiết bị trao đổi nhiệt E-1118A/B. Mức chất lỏng tại đáy của tháp ổn định xăng T-1107 được điều khiển bởi bộ điều khiển 011-UC-042 thông qua các van 011-FV-040 và 011-FV-041. Dòng naphtha được làm lạnh sâu hơn tại thiết bị làm lạnh bằng không khí E-1126 (Full Range Naphtha Air Cooler) và tiếp theo đó là làm nguội bằng nước làm lạnh tại thiết bị trao đổi nhiệt E-1127 (Full Range Naphtha Water Cooler) trước khi đưa đến bể lưu trữ.





1.7.6 Các thiết bị làm khô bằng chân không:Các dòng sản phẩm bên LGO và HGO từ quá trình chưng cất được đưa đến thiết bị

làm khô bằng chân không LGO Drier T-1105 và HGO Drier T-1106 tương ứng. Mỗi tháp gồm có 4 đĩa.

Sản phẩm LGO từ đáy của tháp làm khô bằng chân không T-1105 được bơm đến thiết bị làm lạnh bằng không khí E-1116 (LGO Product Air Cooler) bởi bơm P-1112A/B. Thiết bị này sẽ làm lạnh dòng sản phẩm LGO đến nhiệt độ 55oC trước khi đưa đến bể chứa (TK-5115).

Sản phẩm HGO từ đáy của tháp làm khô bằng chân không T-1106 được bơm đến thiết bị làm lạnh bằng không khí E-1117 (HGO Product Air Cooler) bởi bơm P-1113A/B. Thiết bị này cùng với thiết bị trao đổi nhiệt bằng nước làm lạnh E-1119 sẽ giảm nhiệt độ của dòng sản phẩm HGO đến 55oC trước khi đưa đến bể chứa (TK-5109).

Mỗi tháp làm khô bằng chân không có một hệ thống điều khiển mức, được thực hiện bởi các van điều khiển theo mức 011-LV-019 và 011-LV-022 nằm trên đường nạp liệu của các tháp T-1105 và T-1106 tương ứng.

Áp suất vận hành được duy trì ở giá trị -0.9kg/cm2.g tại 2 tháp làm khô bằng chân không (T-1105 và T-1106) bởi hệ thống tạo chân không A-1102 (Vacuum Package).1.7.7 Vùng tạo chân không cho tháp làm khô (Vacuum Section):

Hệ thống tạo chân không duy trì áp suất chân không tại các tháp làm khô dựa trên nguyên lý của hiệu ứng Ventury. Hệ thống này bao gồm một thiết bị ngưng tụ sơ cấp A-1102-E-30 (Pre-condenser) và hai thiết bị ngưng tụ thứ cấp A-1102-E-31 và A-1102-E-32 (After-Condenser). Mỗi thiết bị ngưng tụ thứ cấp có một dãy gồm 3 Ejector nối song song nhau: A-1102-J-01 A/B/C cho cấp thứ nhất và A-1102-J-02 A/B/C cho cấp thứ hai.

Mục đích của các Ejector này là để cuốn các dòng hơi sản phẩm đỉnh và các khí không ngưng theo dòng hơi trung áp (middle pressure motive steam). Mục đích của các thiết bị ngưng tụ là để ngưng tụ càng nhiều hơi nước và khí Hydrocarbon càng tốt. Nước làm lạnh được sử dụng như một lưu chất làm lạnh trong các thiết bị ngưng tụ.

Phần ngưng tụ thu được từ các thiết bị ngưng tụ được xả đến bình tách 3 pha nước/dầu D-1106 (Drier Oil/Water Separator), nơi mà nước được tách ra từ pha Hydrocarbon. Pha Hydrocarbon được bơm đến hệ thống dầu thải (Slop) bởi bơm P-1120A/B (Drier Slop Oil Pump), còn nước được bơm bởi bơm P-1121A/B (Ejector Condensate Pump) đến phân xưởng xử lý nước chua SWS (Stripped Water System).



Dòng khí dư (off-gas) từ bình tách 3 pha D-1106 được dẫn đến bình tách khí dư (off gas) D-1107 (Drier Off-gas Seal Pot) trước khi được đem đi đốt tại lò gia nhiệt dầu thô H-1101.





1.7.8 Hóa chất bổ sung:Có 4 loại hóa chất được bổ sung một cách liên tục cho phân xưởng chưng cất dầu

thô. Các vị trí đưa hóa chất vào dòng công nghệ được mô tả vắn tắt như sau:1.7.8.1 Chất trung hòa (Neutralizer):

Hóa chất trung hòa được sử dụng để tránh tối đa sự ăn mòn bởi quá trình trung hòa các axit HCl và điều chỉnh độ pH của dòng xăng Naphtha bị ngưng tụ trong dòng hơi cũng như trên thiết bị ngưng tụ dòng sản phẩm đỉnh.

Trong trường hợp này lượng hóa chất trung hòa liên tục đưa vào trên đường hơi sản phẩm đỉnh của tháp chưng cất chính T-1101, trước thiết bị làm lạnh E-1111 vào khoảng 5ppm (tương đương với 0.002 m3/h). Dòng này được điều chỉnh thủ công bởi người vận hành ngoài hiện trường.

Hóa chất được bơm từ bể lưu trữ dung dịch trung hòa A-1104-D-10 (Neutralizer Storage Drum) đến điểm phun hóa chất bởi bơm A-1104-P-26A/B (Neutralizer Injection Pump).1.7.8.2 Hóa chất ức chế ăn mòn (Corrosion Inhibitor):

Chất ức chế ăn mòn được cung cấp nhằm chống lại hiện tượng ăn mòn thép carbon bởi sự tấn công từ các axit: H2S, HCl, CO2, axit hữu cơ, các axit SOx và HCN.

Chất ức chế ăn mòn được đưa vào tại 2 điểm sau:+ Trên dòng hơi sản phẩm đỉnh của tháp tách chính T-1101 (bản vẽ 011-PID-0021-

112).+ Tại đầu hút của bơm hồi lưu tuần hoàn đỉnh Top Pumparound Pump P-1102A/B

(bản vẽ 011-PID-0021-113).Hóa chất được bơm từ bình chứa hóa chất ức chế ăn mòn A-1104-D-11 (Corrosion

Inhibitor Storage Drum) đến các điểm tiếp nhận hóa chất bởi bơm A-1104-P-25A/B (Corrosion Inhibitor Pump) và được điều tiết bởi van và thiết bị đo lưu lượng dòng đặt tại mỗi điểm phun hóa chất.

Tổng lưu lượng dòng hóa chất ức chế ăn mòn đưa vào dòng công nghệ là 2ppm (tương đương với 0.002 m3/h).1.7.8.3 Chất phá nhũ (Demulsifier):

Chất phá nhũ làm tăng hiệu quả tách nước và muối trong thiết bị tách muối để giảm sự ăn mòn trong phân xưởng. Chất phá nhũ làm tăng tối đa lưu lượng dòng dầu thô bởi điều chỉnh lớp nhũ tương tạo thành tại bề mặt phân cách nước/dầu của thiết bị tách muối.

Chất phá nhũ được đưa vào tại 2 điểm:



- Tại đường dầu thô trước khi đi vào dãy tiền gia nhiệt nguội (Cold Preheat Crude Train) (bản vẽ 011-PID-0021-101).

- Tại đường dầu thô trước khi đi vào thiết bị tách muối cấp thứ hai. Dòng hóa chất này được cấp theo yêu cầu trong quá trình khởi động phân xưởng (bản vẽ 011-PID-0021-104).

Hóa chất này được bơm từ bình chứa chất phá nhũ A-1104-D-12 (Demulsifier Storage Drum) đến các điểm tiếp nhận bởi bơm A-1104-P-23A/B (Demulsifier Injection Pump) và được điều tiết bởi van và thiết bị đo lưu lượng dòng đặt tại mỗi điểm phun hóa chất.

Tổng lưu lượng dòng chất phá nhũ đưa vào dòng công nghệ là 1.5ppm (tương đương với 0.002 m3/h).1.7.8.4 Chất chống đóng cặn (Antifoulant):

Chất chống đóng cặn làm giảm quá trình tạo cặn bên trong dòng công nghệ bởi coke, polymers, cặn bùn, các chất hình thành từ quá trình ăn mòn, nhựa và các thành phần khác.

Chất chống đóng cặn được đưa vào tại 2 điểm:- Tại đường dầu thô trước khi đi vào dãy tiền gia nhiệt nguội (Cold Preheat

Crude Train) (Bản vẽ 011-PID-0021-101).- Tại đường dầu thô trước khi đi vào dãy tiền gia nhiệt nóng, phía trước đầu hút

của Booster bơm P-1101A/B (Bản vẽ 011-PID-0021-105).Hóa chất này được bơm từ bình chứa chất chống tạo cặn A-1104-D-13A/B

(Antifoulant Storage Drum) đến các điểm tiếp nhận thông qua bơm A-1104-P24A/B (Antifoulant Injection Pump) và được điều tiết bởi van và thiết bị đo lưu lượng dòng đặt tại mỗi điểm phun hóa chất.

Tổng lưu lượng dòng chất chống ăn mòn đưa vào dòng công nghệ là 5ppm (tương đương với 0.005 m3/h).1.8 Nguyên lý công nghệ:1.8.1 Gói thiết bị tách muối:

Thiết bị tách muối với hệ thống lưới điện và các bản điện cực để tạo ra trường điện từ bên trong bình tách muối. Do trường điện từ, các hạt nước sẽ liên kết lại với nhau để tạo thành các hạt có kích thước lớn hơn. Các hạt nước có dạng hình cầu có sức căng bề mặt là thấp nhất. Dưới tác động của trường điện từ có hiệu điện thế cao, các hạt nước sẽ bị biến dạng và hình thành nên trạng thái lưỡng cực. Các hạt mang điện tích dương sẽ bị hút về bản điện cực âm và ngược lại các hạt mang điện tích âm sẽ bị hút về bản



điện cực dương. Hai hạt liền kề nhau sẽ hút lẫn nhau. Các lực hút giữa các hạt nước có xu hướng kéo chúng lại với nhau, nếu lực này đủ lớn thì chúng có thể phá vỡ liên kết nhũ tương để kết hợp lại với nhau và lắng xuống đáy của bình tách muối.

Sự liên kết giữa các hạt dưới tác dụng của trường điện từ diễn ra rất nhanh chóng. Chưa đầy 1/10 giây, hầu hết các hạt đã kết hợp lại với nhau.

Dùng một trường điện từ phù hợp tức là:- Sự phân bố của các hạt nước là hợp lý (tối thiểu 3% thể tích của lớp nhũ tương

nước/dầu). - Kích cỡ và sự phân bố của các hạt nước trong dầu là hợp lý (Bởi tác động của

thiết bị tạo nhũ).- Một trường điện từ tối ưu.Nếu một trong các thông số trên không đảm bảo cũng như không phù hợp, quá trình

liên kết giữa các hạt nước xảy ra không hoàn toàn.1.8.2 Gói thiết bị tạo chân không:

Các Ejector như là các bơm động lực sử dụng năng lượng của dòng hơi (Hơi trung áp MP steam được sử dụng trong trường hợp này) để duy trì lưu lượng của dòng thứ cấp bởi sự thay đổi đột ngột của áp suất. Chúng có những tính năng ưu việt như sau:

- Không có những thiết bị động.- Không cần bảo dưỡng nếu không thật cần thiết.- Công suất làm việc kéo dài hơn một năm.Ejector gồm có 3 thành phần chính: đầu phun, buồng hỗn hợp và bộ khuếch tán

(diffuser). Nguyên lý hoạt động của Ejector này là năng lượng áp suất (thế năng) của dòng hơi được chuyển đổi thành năng lượng vận tốc dòng (động năng) tại vòi phun. Vận tốc dòng hơi cao sẽ cuốn theo các Hydrocarbon cũng như khí không ngưng từ tháp làm khô LGO và HGO. Hỗn hợp hơi nước, Hydrocarbon và khí không ngưng sẽ đến bộ phận khuếch tán, nơi mà năng lượng vận tốc được chuyển đổi thành năng lượng áp suất để áp suất của hỗn hợp tại đầu ra của Ejector cao hơn rất nhiều áp suất ở đầu vào của buồng hỗn hợp. 1.9 Công nghệ thiết bị:

Các công nghệ trong quá trình chưng cất khí quyển đều được qui ước. Đa số thiết bị đều chế tạo từ thép carbon, ngoại trừ các vùng bị đốt nóng ở nhiệt độ cao phải được chế tạo từ hợp kim. Trong vùng chịu ăn mòn ở trạng thái lạnh (đỉnh tháp, thiết bị hồi lưu) phải được tạo từ vật liệu phù hợp hoặc phải phủ các lớp hợp kim hay polymer đặc



biệt. Ngoài ra, trong thực tế người ta thường cho kèm theo các hợp chất chống ăn mòn. Một phần của tháp chưng cất khí quyển thường được phủ lớp hợp kim có 12% crôm.

Tháp thường được trang bị các đĩa kiểu đĩa van. Đĩa thường được chế tạo từ thép hợp kim 12% crôm. Trong các vùng phân đoạn hoặc vùng rửa ngày nay người ta thường sử dụng đệm.

Quá trình nhập liệu cho tháp không phun trực tiếp vào tháp mà sẽ cho theo phương tiếp tuyến hoặc kiểu trục cánh nhằm tránh làm ảnh hưởng đến quá trình hoạt động của tháp và nhằm mục đích tạo điều kiện thuận lợi cho phân ly phần nhẹ.

Các thiết bị trao đổi nhiệt thường là kiểu ống chùm, áp suất làm việc danh nghĩa không được vượt quá 30 bar.

1.10 Các biến công nghệ:Mục đích của phần này là mô tả các thông số chính trong quá trình vận hành phân

xưởng. Các thông số gồm: lưu lượng nguyên liệu của phân xưởng CDU, nhiệt độ đầu ra của lò gia nhiệt, nhiệt độ đỉnh của tháp phân tách chính T-1101, công suất dòng hồi lưu tuần hoàn và nhiệt độ đáy của tháp ổn định xăng T-1107.

1.10.1 Lưu lượng nguyên liệu CDU:Nguyên liệu đầu vào của phân xưởng được cung cấp bởi bơm dầu thô P-6001

A/B/C từ phân xưởng U60. Dòng dầu thô đi qua cụm tiền gia nhiệt nguội (cold preheat train) và đi vào thiết bị tách muối. Để giữ cho áp suất của thiết bị tách muối không thay đổi, dòng dầu thô từ các bơm nạp liệu được cài đặt để có lưu lượng dòng bằng với dòng qua lò đốt (011-FIC-069), thông qua các bộ điều khiển 011-FY-092 và 011-HY-002.

Nếu áp suất trong thiết bị tách muối tăng thì lưu lượng dầu thô vào từ bơm nạp liệu P-6001A/B/C sẽ giảm.

1.10.2 Nhiệt độ đầu ra của lò gia nhiệt:Thông số này rất quan trọng bởi vì nó là nhân tố quyết định đến tỷ lệ overflash của

tháp. Nếu cần tăng công suất của lò đốt, thì lưu lượng không khí được tăng trước khi lưu lượng nhiên liệu được tăng. Và ngược lại, khi giảm công suất lò đốt thì giảm lưu lượng nhiên liệu trước tiên, sau đó mới giảm lưu lượng không khí vào lò đốt. Việc điều khiển này đảm bảo rằng lò gia nhiệt luôn được vận hành với một lượng không khí dư, đảm bảo sự cháy hoàn toàn của nhiên liệu.



1.10.3 Nhiệt độ tại đỉnh của tháp phân tách chính T-1101:Nhiệt độ hơi dòng sản phẩm đỉnh của tháp phân tách chính T-1101 được điều khiển

bởi lượng nhiệt lấy ra từ dòng hồi lưu tuần hoàn đỉnh. Nhiệt độ này rất quan trọng vì điểm sôi cuối của sản phẩm Naphtha từ đỉnh tháp tách chính T-1101 có thể được điều chỉnh thông qua việc thay đổi giá trị setpoint này. Nếu nhiệt độ cài đặt (setpoint) thấp, có nghĩa công suất của dòng hồi lưu tuần hoàn đỉnh tăng lên. Kết quả là điểm sôi cuối của sản phẩm đỉnh và khối lượng của nó sẽ giảm xuống. Ngược lại điểm sôi cuối của sản phẩm đỉnh có thể được tăng lên bằng cách cài đặt giá trị điều khiển này với một giá trị nhiệt độ cao hơn, điều này sẽ tăng lượng hơi đi lên đỉnh tháp và làm tăng điểm sôi cuối và khối lượng của Naphtha.1.10.4 Áp suất của tháp phân tách chính:

Áp suất vận hành của tháp phụ thuộc vào áp suất điều khiển từ bình ngưng tụ sản phẩm đỉnh của tháp chính, D-1103. Áp suất trong tháp chưng cất dầu thô bị ảnh hưởng bởi lượng hơi tạo thành và mức độ ngưng tụ từ phần sản phẩm đỉnh tháp.Sự hoá hơi trong điều kiện áp suất không thay đổi phụ thuộc vào thành phần của dầu thô, lượng nhiệt được cung cấp và độ phân tách của chính bản thân nó đạt được.1.10.5 Các dòng hồi lưu tuần hoàn:

Các dòng hồi lưu tuần hoàn phải được điều khiển tốt để đạt được chất lượng sản phẩm như mong muốn. Nếu công suất của các dòng hồi lưu tuần hoàn quá lớn hay quá nhỏ, thì sự bay hơi trong tháp sẽ khác nhau, kết quả là độ phân tách của sản phẩm xảy ra kém. Quá trình điều khiển là tác động vào dòng sản phẩm tuần hoàn trở lại tháp và chênh lệch nhiệt độ giữa dòng lấy ra và dòng tuần hoàn trở lại tháp.

Các dòng hồi lưu tuần hoàn là nhân tố then chốt để duy trì tối ưu tỉ lệ giữa lỏng và hơi trong quá trình phân tách của tháp. Sự lấy nhiệt không hợp lý và phân phối không tốt của các dòng hồi lưu tuần hoàn sẽ dẫn đến áp suất trong tháp cao hơn, sự phân tách giữa các cấu tử kém hơn và sự tăng áp suất trong vùng bay hơi. Sự lấy nhiệt quá nhiều từ các dòng hồi lưu tuần hoàn có thể dẫn đến sự khó khăn trong việc kiểm soát điểm sôi cuối và có thể gây ra hiện tượng ngập lụt bên trong tháp.1.10.6 Sự điều chỉnh về chỉ tiêu chất lượng sản phẩm:

Các chỉ tiêu chất lượng sản phẩm trong tháp phân tách chính T-1101 có thể được điều chỉnh là nhiệt sôi của phân đoạn và điểm chớp cháy. Nói chung, nếu có sự phân tách diễn ra tốt, điểm sôi cuối của một phân đoạn này bằng với điểm sôi đầu của phân đoạn nặng hơn kế tiếp cộng với giá trị chênh lệch (Gap) hoặc trừ đi giá trị chồng lấp



(Overlap). Giá trị “Gap” là kết quả đến từ quá trình phân tách tốt, ngược lại giá trị “Overlap” càng tăng thì hiệu quả phân tách càng giảm. Lưu lượng rút ra của các sản phẩm cạnh sườn được điều chỉnh để đạt được điểm sôi cuối như yêu cầu, thông thường thì giá trị này được cài đặt bắt đầu từ trên đỉnh tháp xuống.

Theo nguyên tắc chung, sự tăng của lưu lượng lấy ra của sản phẩm cạnh sườn sẽ tăng điểm sôi cuối của nó và ngược lại. Sự hiển thị của điểm sôi cuối chính là nhiệt độ ra khỏi tháp của sản phẩm cạnh sườn. Tăng năng suất sản phẩm cạnh sườn, tức là tăng nhiệt độ của dòng sản phẩm lấy ra khỏi tháp và điểm sôi cuối của sản phẩm.

Điểm chớp cháy của sản phẩm LGO và HGO có thể được điều chỉnh bằng cách cài đặt độ phân tách nhờ bởi FIC-017 và FIC-019 tương ứng (để giảm điểm chớp cháy thì cần phải tăng độ phân tách giữa các phân đoạn với nhau). Tuy nhiên, độ phân tách chỉ có thể tăng lên đến nhiệt độ sôi cuối của sản phẩm nhẹ hơn kế tiếp. Nếu cần yêu cầu tăng điểm chớp cháy của phân đoạn này lên cao hơn nữa thì các sự thay đổi khác cần phải được thực hiện, đó là tăng điểm sôi cuối của phân đoạn nhẹ hơn kế tiếp nó.

Điểm chớp cháy của sản phẩm Kerosene có thể được điều chỉnh bởi năng suất của thiết bị tái đun sôi E-1110 thông qua cụm điều khiển 011-UIC-031, hoặc bằng dòng hơi quá nhiệt thông qua cụm điều khiển 011-FIC-015 trong trường hợp E-1110 không hoạt động.

Tỷ trọng là thông số có quan hệ trực tiếp đến điểm sôi đầu và điểm sôi cuối của sản phẩm, do đó việc thay đổi hiệu suất sản phẩm đòi hỏi phải phù hợp với tiêu chuẩn sản phẩm.

Điểm đông đặc liên quan đến thành phần hoá học của sản phẩm. Khi điểm sôi cuối của sản phẩm tăng, hàm lượng paraffin trong sản phẩm cũng tăng, do đó điểm đông đặc của sản phẩm sẽ cao hơn.

1.10.7 Hơi quá nhiệt dùng để tách phần nhẹ trong tháp tách chính T-1101:Tăng lưu lượng của tác nhân này, có thể làm giảm thành phần nhẹ trong phân đoạn

dầu cặn, tăng điểm chớp cháy và điểm sôi đầu của cặn chưng cất khí quyển. Lưu lượng của dòng hơi quá nhiệt được điều khiển bởi van 011-FV-012, nó sẽ ảnh hưởng đến nhiệt độ của vùng bay hơi và lượng overflash.



1.10.8 Overflash:Overflash là phần nguyên liệu bay hơi bổ sung cho phần sản phẩm đỉnh và các sản

phẩm cạnh sườn. Overflash ngưng tụ tại những đĩa thuộc vùng rửa và quay trở về vùng bay hơi và khu vực phân tách thành phần nhẹ ở đáy. Mục đích của nó là để chống lại sự tạo cốc tại các đĩa thuộc vùng rửa và sự cuốn theo cốc ra khỏi tháp theo các sản phẩm cạnh sườn. Nó cũng là biến điều khiển quá trình phân tách giữa dòng cạnh sườn và dòng cặn của đáy tháp, bởi vì dòng hồi lưu nội từ đĩa rút sản phẩm cạnh sườn phía trên được yêu cầu để ngưng tụ dòng overflash.

Phân xưởng CDU được thiết kế với giá trị overflash nhỏ nhất là 5%.1.10.9 Nhiệt độ của tháp ổn định xăng T-1107:

Nhiệt độ đáy của tháp ổn định xăng phải được điều khiển để đạt tiêu chuẩn hàm lượng C4

- trong dòng sản phẩm đáy. Quá trình điều khiển này là một quá trình cascade với dòng hơi cao áp được sử dụng để điều khiển nhiệt độ đáy tháp ổn định xăng. Nếu nhiệt độ đáy tháp giảm, thì tăng lượng hơi cao áp lên, và đáp ứng lại thay đổi này nhiệt độ sẽ tăng lên lại.

Nhiệt độ ở vùng đỉnh tháp quyết định đến chất lượng của sản phẩm LPG, nhiệt độ này được điều chỉnh bởi E-1122 (tự động điều chỉnh giá trị từng bước). Nếu giữ giá trị điều khiển này ở nhiệt độ thấp hơn thì sẽ giảm hàm lượng C5 trong sản phẩm LPG và giảm sản lượng sản phẩm, đồng thời làm tăng lưu lượng hồi lưu ngoại của tháp. Tăng nhiệt độ này sẽ đồng thời tăng sản lượng và hàm lượng C5 trong LPG và lưu lượng hồi lưu ngoại sẽ giảm.



CHƯƠNG 3SƠ LƯỢC VỀ PHẦN MỀM PRO/II

1.11 Giới thiệu về Pro/II:

Pro/II là một trong những sản phẩm của tổ hợp SIMSCI. Công ty này được thành lập từ năm 1957 chuyên về thiết kế các phần mềm mô phỏng dùng trong công nghệ hóa học, đặc biệt là ngành công nghiệp lọc - hóa dầu. Hiện nay sản phẩm của tổ hợp này khá đa dạng, bao gồm các phần mềm thiết kế các thiết bị, đường ống, tính toán kinh tế...

Phần mềm thiết kế mô phỏng Pro/II là sản phẩm đầu tiên của SIMSCI, là kết quả của nhiều lần nâng cấp từ năm 1967 đến năm 1988 và chính thức ra đời với tên gọi Pro/II. Hiện nay phần mềm này vẫn không ngừng nâng cấp và đã có phiên bản Pro/II 8.1(trong đề tài này sử dụng phiên bản 8.1).

Phần mềm này có thể sử dụng vào nhiều quá trình khác nhau:

- Xử lí dầu và khí

- Tinh chế

- Hóa dầu

- Polyme

- Dược phẩm

Các ứng dụng mô phỏng gồm :- Thiết kế mới các quá trình - Ước tính cấu hình thiết bị- Hiện đại hóa và nâng cấp các

thiết bị cũ- Gỡ rối và làm thông suốt hệ thống thiết bị- Đánh giá vấn đề môi trường của nhà máy- Kiểm tra, tối ưu hóa, cải tiến hiệu suất và lợi nhuận của nhà máy.

1.12 Các bước tiến hành mô phỏng:

Pro/II cho phép người dùng có nhiều phương pháp lựu chọn để nhập dữ liệu. Mặc dù vậy Pro/II có những cảnh báo khi dữ liệu bắt buộc bị thiếu. Vì vậy, khi xây dựng


Hình 3.1. Biểu tượng phần mềm Pro/II


một sơ đồ công nghệ để mô phỏng thì cần theo các bước sao cho mang tính logic. Dưới đây là một trình tự:

1. Xây dựng sơ đồ2. Lựa chọn hệ đơn vị3. Xác định các cấu tử cho dự án4. Chọn các phương pháp nhiệt động học và tính chất vận chuyển5. Cung cấp các dữ liệu cho dòng và thiết bị6. Cung cấp các điều kiện làm việc cho quá trình7. Chạy dự án mô phỏng

Đó chỉ là những bước cơ bản để chương trình chạy, thực tế để mô phỏng một lưu trình hay một phân xưởng... thì bước đầu tiên và vô cùng quan trọng là lập mô hình mô phỏng. Ở bước này người dùng phải đơn giản hóa sơ đồ công nghệ thực, bỏ đi những thiết bị không cần thiết, chuyển đổi các mô hình thực thành mô hình lí thuyết, tinh chỉnh mô hình.


Hình 3.2. Giao diện phần mềm Pro/II


Sau khi chương trình chạy và có kết quả thì bước cuối cùng là đọc và phân tích kết quả mô phỏng. Vì ngôn ngữ của chương trình là tiếng Anh, nên các báo cáo được trình bày bằng ngôn ngữ này. Tuy nhiên, cách trình bày cũng giúp người dùng dễ theo dõi, điều quan trọng là người dùng sẽ khai thác được những gì từ các kết quả đó. Từ đó, xem xét số liệu đó có khớp với các số liệu thực không hoặc sai khác thế nào, nếu có sự chênh lệch nhiều phải tìm ra nguyên nhân dẫn đến sai số.

Pro/II là một phần mềm mô phỏng tính toán, các quá trình mô phỏng đều ở trạng thái tĩnh-mô tả trạng thái hoạt động ổn định của hệ thống. Đó là cân bằng vật chất, các tính chất hóa lí, các tính chất đặc trưng của chất như RVP, điểm vẩn đục, RON...Như vậy, Pro/II là phần mềm rất hữu ích, là công cụ đắc lực trong việc mô phỏng một mô hình hệ thống ở trạng thái tĩnh.

Tuy nhiên, Pro/II không có các thiết bị điều khiển và đo lường như ở phần mềm Dynsim (một phần mềm của SIMSCI chuyên mô phỏng một quá trình thay đổi theo thời gian). Kết quả mô phỏng ở trạng thái tĩnh không cho phép mô tả các ảnh hưởng của việc thay đổi các thông số điều khiển đến quá trình làm việc của thiết bị.



CHƯƠNG 4MÔ PHỎNG PHÂN XƯỞNG CDU CỦA NHÀ MÁY LỌC DẦU DUNG QUẤT

BẰNG PHẦN MỀM MÔ PHỎNG PRO/II 8.1

1.13 Nguyên liệu: [3]Nguyên liệu tôi sử dụng để mô phỏng là dầu thô Bạch Hổ. Hiện nay, trữ lượng dầu

thô Bạch Hổ còn rất ít. Do đó, hiện tại đang có đề tài tìm kiếm một loại dầu thô có khả năng thay thế dầu thô Bạch Hổ. Các đặc trưng kỹ thuật của dầu thô Bạch Hổ được lấy dựa theo các phân tích của hãng Intertek của Malaysia (năm 2009) như sau:

- Đường cong TBP:

Nhiệt độ sôi(°C) % khối lượng

94.00 5.00

125.00 10.00

195.00 20.00

253.00 30.00

303.00 40.00

356.00 50.00

403.00 60.00

446.00 70.00

505.00 80.00

Bảng 4.1. Số liệu đường cong TBP của dầu thô Bạch Hổ.



Hình 4.1. Đường cong TBP của dầu thô Bạch Hổ.- Tỷ trọng: °API: 39.5- Thành phần phần nhẹ (lights end):

Cấu tử % khối lượng

C2 0.0047

C3 0.1715

iC4 0.2361

nC4 0.6263

iC5 0.4351

nC5 0.6754

2,2-dimetylpropane 0.0026

2,2-dimetylbutane 0.0218

cyclopentan 0.0532

2,3-dimetylbutane 0.0536

2-metylpentane 0.4041

3-metylpentane 0.2202

n-hexan 0.8407

Bảng 4.2. Số liệu các thành phần nhẹ của dầu thô Bạch Hổ



1.14 Sơ đồ mô phỏng bằng phần mềm PRO/II 8.1:Dựa vào bản vẽ PFD của Technip, tôi tiến hành xây dựng sơ đồ mô phỏng phân

xưởng chưng cất khí quyển CDU như hình 4.2.Hình dưới đây là mô hình mô phỏng CDU sử dụng nguyên liệu là dầu thô Bạch Hổ

từ lúc dầu thô bắt đầu vào nhà máy, tiền gia nhiệt, tách muối vào tháp chính.

Hình 4.2. Sơ đồ mô phỏng phân xưởng CDU của Nhà máy lọc dầu Dung Quất bằng phần mềm PROII.

1.15 Mô hình nhiệt động:Sử dụng mô hình Grayson Street cho các tháp chính (Main Fractionator) (GS1) và

xem như không có ngưng tụ hơi nước, mô hình Grayson Street (GS2) có xét đến quá trình ngưng tụ hơi nước cho hệ thống ngưng tụ hơi đỉnh tháp và tách pha lỏng-hơi.1.16 Xây dựng mô hình và các thông số mô phỏng cần thiết:

Để mô phỏng quá trình chúng ta cần xây dựng một mô hình lí thuyết căn cứ vào các số liệu của mô hình thực tế. Những số liệu trong các bản vẽ PFD trong tài liệu của Technip về cấu trúc của tháp: số đĩa, vị trí lấy ra và đưa vào của các side column và tháp Stripping… đều là số liệu thực tế. Chẳng hạn về số đĩa của tháp, Pro/II sẽ mô phỏng dựa trên số đĩa lí thuyết. Vì vậy nếu chúng ta muốn có một mô hình chính xác và có độ tin cậy thì cần phải xác định được hiệu suất đĩa của tháp và từ đó đưa ra số đĩa lí thuyết phù hợp cho tháp. Giả sử ta xem hiệu suất đĩa là 100% thì số đĩa lí thuyết trong mô hình Pro/II chính bằng số đĩa thực tế của tháp. Tuy nhiên, hiệu suất đĩa trong thực tế sản xuất rất khó đạt được 100%. Do đó số đĩa lí thuyết thường nhỏ hơn số đĩa



thực tế. Vì thế nếu ta chọn số đĩa lí thuyết quá ít hoặc quá nhiều thì kết quả tính của Pro/II cũng sẽ không chính xác. Chất lượng các dòng sản phẩm sẽ xấu hơn hoặc tốt hơn. Bởi vậy, khi chạy Pro/II cần phải so sánh với các chỉ tiêu trong các tài liệu như Basic of Design, mass balance…

Theo thứ tự của quá trình, dầu thô sẽ vào tháp T-1101 trước. Sản phẩm đỉnh của T-1101 sẽ đi vào tháp T-1107. Nhưng trước tiên phải xét độ tin cậy của tháp T-1101. Khi mô hình của T-1101 cho kết quả tin cậy rồi ta tiếp tục mô phỏng các thiết bị tiếp theo. Dưới đây là những thông số cần thiết để mô phỏng tháp T-1101.1.16.1 Lưu lượng dòng nguyên liệu và các dòng sản phẩm chính: [3]

- Nguyên liệu: Dầu thô Bạch Hổ, lưu lượng 937500 (kg/h).- Các sản phẩm: Dựa trên hiệu suất thu từng phân đoạn trong “Crude assay

2009” của hãng Intertek, tôi tính toán ra lưu lượng của các sản phẩm như sau:

Sản phẩm Phân đoạn Lưu lượng (Kg/h)

LPG 9375

Naphtha (Full Range Naphtha) C5-165 134063

Kerosen 165-205 57188

LGO (Light Gasoil Oil) 205-330 228750

HGO (Heavy Gasoil Oil) 330-370 68438

Cặn (Residue) 370+ 439688

1.16.2 Các điều kiện vào tháp của dầu thô:

Theo số liệu vận hành thì dòng dầu thô ban đầu được bơm từ bể trước khi đi vào hệ thống tiền gia nhiệt để nạp vào tháp chính (Main FRACTIONATOR) có nhiệt độ là 61 (oC) và áp suất là 16 (Kg/cm2g), trước khi vào tháp chính dòng dầu thô có nhiệt độ là 354(oC), áp suất là 2.3 (Kg/cm2g).


Bảng 4.3:Lưu lượng các phân đoạn


1.16.3 Thông số các dòng hơi nước quá nhiệt:Các thông số dưới đây được ước lượng dựa trên số liệu vận hành ở 105% năng suất:

Lưu lượng kg/h Nhiệt độ oC Áp suất kg/cm2g Ghi chú

Steam 1 12000 355 3.85Stripping đáy tháp

chính

Steam 2 7000 355 3.85 Stripping LGO

Steam 3 1300 355 3.85 Stripping HGO

Bảng 4.4: Thông số của hơi nước Stripping 1.16.4 Các thông số thiết kế và vận hành của tháp chính T-1101: [1], [25]

Dưới đây là những thông số thiết kế và thông số ước lượng dựa trên số liệu vận hành ở 105% năng suất:

Số đĩa thực tế 48

Nhiệt độ đỉnh, oC 112

Nhiệt độ đáy, oC 330

Áp suất đỉnh, kg/cm2g 1

Áp suất đáy, kg/cm2g 2.2

Bảng 4.5. Các thông số thiết kế và vận hành của tháp chính T-1101.- Hệ thống Pumparound:

TOP-PA Số liệu thực tế

Từ đĩa 4

Đến đĩa 1

Công suất nhiệt, KW -20900

Nhiệt độ vào tháp,°C 71.7

Lưu lượng ra, m3/h

1019

Bảng 4.6. Các thông số thiết kế và vận hành của Pumparound đỉnh.



PA1 Số liệu thực tế

Từ đĩa 15

Đến đĩa 12


Lưu lượng ra, m3/h 360

Bảng 4.7. Các thông số thiết kế và vận hành của Pumparound 1.


Từ đĩa 26

Đến đĩa 23


Lưu lượng ra, m3/h 530

Bảng 4.8. Các thông số thiết kế và vận hành của Pumparound 2.


Từ đĩa 38

Đến đĩa 35


Lưu lượng ra, m3/h 218.8

Bảng 4.9. Các thông số thiết kế và vận hành của Pumparound 3. - Dầu thô vào tháp ở đĩa: 43- Các dòng hơi từ tháp stripping vào lại tháp chính ở các đĩa:

KEROSENE-V: 12

LGO-V: 23

HGO-V: 35

- Dòng hơi stripping vào tháp ở đĩa đáy.- Các dòng sản phẩm lỏng lấy ra ở các đĩa:

Naphtha: 1

KEROSENE-1: 15



LGO-1: 26

HGO-1: 38

Cặn (Residue): 48

1.16.5 Các thông số thiết kế và vận hành của tháp stripping: [25]Dưới đây là những thông số thiết kế và thông số ước lượng dựa trên số liệu vận

hành ở 105% năng suất:

T-1102 Số liệu thực tế

Số đĩa 11

Đĩa nạp liệu 1



Áp suất đỉnh, Kg/cm2g 1.2

Áp suất đáy, Kg/cm2g 1.3

Công suất nhiệt Reboiler, KW 2800

Bảng 4.10. Các thông số thiết kế và vận hành của tháp T-1102.


Số đĩa 6






Dòng Steam vào ở đĩa 6

Bảng 4.11. Các thông số thiết kế và vận hành của tháp T-1103.




Số đĩa 6






Dòng Steam vào ở đĩa 6

Bảng 4.12. Các thông số thiết kế và vận hành của tháp T-1104. 1.16.6 Các tiêu chuẩn kỹ thuật:

- Sử dụng các ràng buộc về lưu lượng các dòng sản phẩm cuối cùng là KEROSENE, LGO, HGO và nhiệt độ đỉnh tháp T-1101 bằng cách khống chế các yếu tố gồm: lưu lượng các dòng sản phẩm lỏng trích ngang tháp chính (KEROSENE-1, LGO-1, HGO-1) và công suất nhiệt của Pumparound PA1.

- Yêu cầu về độ phân tách sản phẩm: [2] Phân đoạn KER – NA : GAP = 10 ÷20 0C

Phân đoạn LGO – KER : GAP = 5 ÷ 10 0C

Phân đoạn HGO – LGO : OVERLAP = -5 ÷ 00C

Overflash : 0.03÷0.06



1.16.7 Mô hình tháp T-1101 trong mô phỏng bằng phần mềm Pro/II:

Hình 4.3: Mô hình tháp T-1101 trong mô phỏng bằng phần mềm Pro/II


RESIDUE

KEROSEN

LGO

STEAM2 : 7000 Kg/hr

HGO

STEAM3 : 1300 Kg/hr

1

12

15

23

26

35

38

43

48

354oC

Đi đến T-1107

OFF GAS

CRUDE BH: 937500 Kg/h

-9000 kW 360 m3/h

-31000 kW530 m3/h

45oC

269oC

51.3oC16 kg/cm2 g

Nước

4

T-1101

STEAM1: 12000 Kg/hr

T-1104

T-1103

T-1102

E-1111

TOP-PA

PA1

PA2

PA3

-4925 kW218.8 m3/h

-20900 KW1019 m3/h

71.7oC

330oC2.2 kg/cm2 g

112oC1 kg/cm2 g

H-1101

1

1

10

1

6

1

6

D-1103


1.17 Tiến hành mô phỏng:1.17.1 Thiết kế cho tháp chính T-1101:

Hiệu suất đĩa phụ thuộc vào nhiều yếu tố. Nó thường được tính toán và cân nhắc kĩ trong quá trình thiết kế để sao cho vừa đảm bảo được chỉ tiêu về kĩ thuật vừa có hiệu quả về kinh tế. Có khá nhiều tài liệu nói về khoảng dao động của hiệu suất đĩa. Thông thường trong thiết kế ta thường chọn hiệu suất đĩa nằm trong khoảng 60%÷80%. Ta tiến hành mô phỏng cụ thể lần lượt với các hiệu suất đĩa trong khoảng trên.

Các ràng buộc và biến là:



1.17.1.1 Mô phỏng tháp T-1101 với số đĩa lí thuyết là 29 (hiệu suất đĩa 60%):

Tiến hành tính toán tuyến tính và hiệu chỉnh ta được sơ đồ của tháp T-1101 như sau:

Hình 4.4: Mô hình tháp T-1101 trong trường hợp 29 đĩa lí thuyết.Số liệu của các Pumparound được mô phỏng như sau:


RESIDUE

KEROSEN

LGO

STEAM2 : 7000 Kg/hr

HGO

STEAM3 : 1300 Kg/hr

1

11

13

16

18

21

23

26

29

354oC

Đi đến T-1107

OFF GAS


-9000 kW 360 m3/h

-31000 kW530 m3/h

45oC

269oC

51.3oC16 kg/cm2 g

Nước

3

T-1101

STEAM1: 12000 Kg/hr

T-1104

T-1103

T-1102

E-1111

TOP-PA

PA1

PA2

PA3

-4925 kW218.8 m3/h

-20900 kW1019 m3/h

71.7oC

330oC2.2 kg/cm2 g

112oC1 kg/cm2 g

H-1101

1

1

6

1

4

1

4

D-1103


- Tập tin input (Phụ lục 1)

- Kết quả mô phỏng:

UNIT 50, 'CA1' Result Name Value --------- ------------------------------------ ------------ 1 OVERFLASH 3.61890E-02 2 GAP NAPHTHA-KER 1.72465E+01 3 GAP KER-LGO 1.84707E+01 4 OVERLAP LGO-HGO -8.12012E+00 5- 200 Undefined Parameter Value Parameter Value --------- ------------ --------- ------------ 1 3.61890E-02 4 -8.12012E+00 2 1.72465E+01 5- 50 Undefined 3 1.84707E+01

Ta thấy rằng :GAP (5% D86 KEROSENE – 95% D86 NAPHTHA) = 17.25oC (đạt)GAP (5% D86 LGO – 95% D86 KEROSENE) = 18.47 oC (không đạt)OVERLAP (5% D86 HGO – 95% D86 LGO) = -8.12 oC (không đạt)OVERFLASH = 3.62% (đạt)



Dưới đây là một số tính chất quan trọng của các dòng sản phẩm của T-1101 lấy từ kết quả của Pro/II (không xét tính chất dòng Topping ở đỉnh tháp):

KEROSEN LGO HGO RESIDUE

Lưu lượng khối lượng (Kg/h) 57188 228750 68438 452202

Lưu lượng mol (Kmol/h) 392.4395 1054.42 207.8618 939.2574

Nhiệt độ (Độ C) 206.41 218.78 316.82 344.29

Áp suất (Kg/cm2 g) 1.30 1.20 1.30 2.20

Tỉ trọng chuẩn 0.754 0.801 0.849 0.901

ASTM D86 ở 760 mm Hg (LV)

(° C) (° C) (°C) (° C)

5% 156 217 311 348

10% 159 225 328 379

30% 166 241 346 417

50% 172 258 357 457

70% 179 278 371 509

90% 193 310 393 725

95% 199 319 402 750

Bảng 4.13: Một số thông số của các dòng sản phẩm tháp T-1101 (hiệu suất đĩa 60%)So sánh với số liệu trong các bảng 4.3, 4.5, 4.9, 4.10, 4.11 đều thõa mãn, sai số rất

nhỏ.Có hai chỉ tiêu quan trọng ảnh hưởng lớn đến các tính chất khác của phân đoạn là tỷ

trọng chuẩn và đường cong chưng cất ASTM D86 (Chỉ xét từ 5% LV đến 95% LV):- Tỉ trọng: [3]

Dòng KEROSEN LGO HGO RESIDUE

Mô phỏng 0.754 0.801 0.849 0.901

Tài liệu 0.779 0.815 0.837 0.877

Sai số (%) 3.2 1.7 1.4 2.7

Bảng 4.14: So sánh tỉ trọng của các dòng sản phẩm theo mô phỏng và theo tài liệu (hiệu suất đĩa 60%).

Ta thấy sai số giữa kết quả mô phỏng và tài liệu là nhỏ hơn 5% nên khá chính xác. Trong quá trình mô phỏng, các dòng Kerosen, LGO, HGO là các dòng sản phẩm trích ngang được ràng buộc về lưu lượng theo đúng điểm cắt của tài liệu. Do đó ta sẽ so sánh đường cong ASTM D86 của tài liệu và kết quả Pro/II.



- Đường cong ASTM D86: [3]

Kerosen LGO HGO

LV %Mô

phỏngTài liệu

sai số (%)

Mô phỏng

Tài liệu

sai số (%)

Mô phỏng

Tài liệu

sai số (%)

5% 156 172 9.3 217 220 1.4 311 337.6 7.9

10% 159 174.4 8.8 225 230 2.2 328 339.9 3.5

30% 166 176.9 6.2 241 251.5 4.2 346 340.4 1.6

50% 172 179.6 4.2 258 265 2.6 357 341.9 4.4

70% 179 183 2.2 278 281 1.1 371 344 7.8

90% 193 189.7 1.7 310 299 3.7 393 358 9.8

95% 199 192.9 3.2 319 305 4.6 402 366 9.8

Bảng 4.15: So sánh số liệu đường cong ASTM D86 của các dòng sản phẩm theo mô phỏng và theo tài liệu (hiệu suất đĩa 60%).

Ta thấy sai số nhỏ hơn 10% nên có thể chấp nhận được. Tuy nhiên, các thông số: GAP(KER-LGO), OVERLAP(LGO-HGO) không thõa mãn tiêu chuẩn chất lượng. Do vậy, ta tiếp tục mô phỏng tháp T-1101 với hiệu suất đĩa 80%.1.17.1.2 Mô phỏng tháp T-1101 với số đĩa lí thuyết là 39 (hiệu suất đĩa 80%):




Hình 4.5: Mô hình tháp T-1101 trong trường hợp 39 đĩa lí thuyết. Số liệu của các Pumparound được mô phỏng như sau:


RESIDUE

KEROSEN

LGO

STEAM2 : 7000 Kg/hr

HGO

STEAM3 : 1300 Kg/hr

1

12

15

19

21

27

29

35

39

354oC

Đi đến T-1107

OFF GAS


-9000 kW 360 m3/h

-31000 kW530 m3/h

45oC

269oC

51.3oC16 kg/cm2 g

Nước

4

T-1101

STEAM1: 12000 Kg/hr

T-1104

T-1103

T-1102

E-1111

TOP-PA

PA1

PA2

PA3

-4925 kW218.8 m3/h

-20900 kW1019 m3/h

71.7oC

330oC2.2 kg/cm2 g

112oC1 kg/cm2 g

H-1101

1

1

8

1

5

1

5

D-1103


- Tập tin input (Phụ lục 2)- Kết quả mô phỏng:


Ta thấy rằng :GAP (5% D86 KEROSENE – 95% D86 NAPHTHA) = 17.4oC (đạt)GAP (5% D86 LGO – 95% D86 KEROSENE) = 23.5oC (không đạt)OVERLAP (5% D86 HGO – 95% D86 LGO) = -1.9oC (đạt)OVERFLASH = 3.76% (đạt)



Dưới đây là một số tính chất quan trọng của các dòng sản phẩm của T-1101 lấy từ kết quả của Pro/II (không xét tính chất dòng Topping ở đỉnh tháp):




Nhiệt độ (Độ C) 206.19 217.95 317.51 344.09

Áp suất (Kg/cm2 g) 1.30 1.20 1.30 2.20

Tỉ trọng chuẩn 0.754 0.801 0.849 0.901


(° C) (° C) (°C) (° C)

5% 157 219 313 352

10% 159 226 331 380

30% 165 241 347 418

50% 171 258 357 457

70% 178 278 369 509

90% 190 307 388 725

95% 196 315 393 750

Bảng 4.16: Một số thông số của các dòng sản phẩm tháp T-1101 (hiệu suất đĩa 80%).So sánh với số liệu trong các bảng 4.3, 4.5, 4.9, 4.10, 4.11 đều thõa mãn, sai số rất


trọng chuẩn và đường cong chưng cất ASTM D86 (chỉ xét từ 5% LV đến 95% LV):- Tỉ trọng: [3]


Mô phỏng 0.754 0.801 0.849 0.901

Tài liệu 0.779 0.815 0.837 0.877

Sai số (%) 3.2 1.7 1.4 2.7


Ta thấy sai số giữa kết quả mô phỏng và tài liệu là nhỏ hơn 5% nên khá chính xác. Trong quá trình mô phỏng, các dòng Kerosen, LGO, HGO là các dòng sản phẩm trích ngang được ràng buộc về lưu lượng theo đúng điểm cắt của tài liệu. Do đó ta sẽ so sánh đường cong ASTM D86 của tài liệu và kết quả Pro/II.




Kerosen LGO HGO

LV %Mô

phỏngTài liệu

sai số (%)

Mô phỏng

Tài liệu

sai số (%)

Mô phỏng

Tài liệu

sai số (%)

5% 157 172 8.7 219 220 0.5 313 337.6 7.3

10% 159 174.4 8.8 226 230 1.7 331 339.9 2.6

30% 165 176.9 6.7 241 251.5 4.2 347 340.4 1.9

50% 171 179.6 4.8 258 265 2.6 357 341.9 4.4

70% 178 183 2.7 278 281 1.1 369 344 7.3

90% 190 189.7 0.2 307 299 2.7 388 358 8.4

95% 196 192.9 1.6 315 305 3.3 393 366 7.4


Ta thấy sai số nhỏ hơn 10% nên có thể chấp nhận được.

Khi tăng hiệu suất đĩa lên thì chất lượng sản phẩm thu được quá tốt. Tuy nhiên lại gây tốn kém trong quá trình chế tạo (như tốn kém vật liệu chế tạo, tháp cao, số đĩa nhiều) và trong vận hành (tốn nhiều năng lượng…). Ta tiến hành mô phỏng với trường hợp hiệu suất đĩa là 70% là giá trị trung bình của 60% và 80% để đưa ra kết luận sử dụng hiệu suất tối ưu.1.17.1.3 Mô phỏng tháp T-1101 với số đĩa lí thuyết là 34 (hiệu suất đĩa 70%):




Hình 4.6: Mô hình tháp T-1101 trong trường hợp 34 đĩa lí thuyết. Số liệu của các Pumparound được mô phỏng như sau:


RESIDUE

KEROSEN

LGO

STEAM2 : 7000 Kg/hr

HGO

STEAM3 : 1300 Kg/hr

1

12

15

17

19

24

26

30

34

354oC

Đi đến T-1107

OFF GAS


-9000 kW 360 m3/h

-31000 kW530 m3/h

45oC

269oC

51.3oC16 kg/cm2 g

Nước

4

T-1101

STEAM1: 12000 Kg/hr

T-1104

T-1103

T-1102

E-1111

TOP-PA

PA1

PA2

PA3

-4925 kW218.8 m3/h

-20900 kW1019 m3/h

71.7oC

330oC2.2 kg/cm2 g

112oC1 kg/cm2 g

H-1101

1

1

7

1

4

1

4

D-1103


- Tập tin input (Phụ lục 3)- Kết quả mô phỏng:


Ta thấy rằng :GAP (5% D86 KEROSENE – 95% D86 NAPHTHA) = 18.1oC (đạt)GAP (5% D86 LGO – 95% D86 KEROSENE) = 9.7oC (đạt)OVERLAP (5% D86 HGO – 95% D86 LGO) = -4.5oC (đạt)OVERFLASH = 3.88% (đạt)



Như vậy tất cả đều đạt yêu cầu. Dưới đây là một số tính chất quan trọng của các dòng sản phẩm của T-1101 lấy từ kết quả

của Pro/II (không xét tính chất dòng Topping ở đỉnh tháp):




Nhiệt độ (Độ C) 207.85 216.37 317.75 343.97

Áp suất (Kg/cm2 g) 1.30 1.20 1.30 2.20

Tỉ trọng chuẩn 0.756 0.801 0.849 0.901


(° C) (° C) (°C) (° C)

5% 157 215 311 352

10% 160 223 329 380

30% 166 241 346 418

50% 173 257 357 457

70% 181 278 369 509

90% 197 307 389 725

95% 205 316 397 750

Bảng 4.19: Một số thông số của các dòng sản phẩm tháp T-1101 (hiệu suất đĩa 70%). So sánh với số liệu trong các bảng 4.3 ,4.5, 4.9, 4.10, 4.11 đều thõa mãn, sai số rất


trọng chuẩn và đường cong chưng cất ASTM D86 (chỉ xét từ 5% LV đến 95% LV):- Tỉ trọng: [3]


Mô phỏng 0.756 0.801 0.849 0.901

Tài liệu 0.779 0.815 0.837 0.877

Sai số (%) 3 1.7 1.4 2.7


Ta thấy sai số giữa kết quả mô phỏng và tài liệu là nhỏ hơn 5% nên khá chính xác. Trong quá trình mô phỏng,các dòng Kerosen, LGO, HGO là các dòng sản phẩm trích ngang được ràng buộc về lưu lượng theo đúng điểm cắt của tài liệu. Do đó ta sẽ so sánh đường cong ASTM D86 của tài liệu và kết quả Pro/II.




Kerosen LGO HGO

LV %Mô

phỏngTài liệu

sai số (%)

Mô phỏng

Tài liệu

sai số (%)

Mô phỏng

Tài liệu

sai số

(%)

5% 157 172 8.7 215 220 2.3 311 337.6 7.9

10% 160 174.4 8.3 223 230 3.0 329 339.9 3.2

30% 166 176.9 6.2 241 251.5 4.2 346 340.4 1.6

50% 173 179.6 3.7 257 265 3.0 357 341.9 4.4

70% 181 183 1.1 278 281 1.1 369 344 7.3

90% 197 189.7 3.8 307 299 2.7 389 358 8.7

95% 205 192.9 6.3 316 305 3.6 397 366 8.5


- Biểu đồ so sánh đường cong ASTM D86 giữa tài liệu và mô phỏng của các sản phẩm:

BIỂU ĐỒ SO SÁNH ĐƯỜNG CONG ASTM D86 CỦA KEROSEN TÀI LIỆU VÀ KEROSEN MÔ

PHỎNG

150

160

170

180

190

200

210

0 20 40 60 80 100% V

t (C

)

KEROSEN MÔPHỎNGKEROSEN TÀI LIỆU

Hình 4.7. Biểu đồ so sánh đường cong ASTM D86 của Kerosen tài liệu và Kerosen mô phỏng



BIỂU ĐỒ SO SÁNH ĐƯỜNG CONG ASTM D86 CỦA LGO TÀI LIỆU VÀ LGO MÔ PHỎNG

200

240

280

320

0 20 40 60 80 100% V

t (C

)

LGO MÔPHỎNGLGO TÀILIỆU

Hình 4.8. Biểu đồ so sánh đường cong ASTM D86 của LGO tài liệu và LGO mô phỏng

BIỂU ĐỒ SO SÁNH ĐƯỜNG CONG ASTM D86 CỦA HGO TÀI LIỆU VÀ HGO MÔ PHỎNG

280

300

320

340

360

380

400

420

0 20 40 60 80 100% V

t (C

)

HGO MÔ PHỎNG

HGO TÀI LIỆU

Hình 4.9. Biểu đồ so sánh đường cong ASTM D86 của HGO tài liệu và HGO mô phỏng



Như vậy, theo mô phỏng, Kerosen có lẫn khá nhiều phân đoạn xăng nặng, HGO có lẫn LCO và cặn. LGO theo mô phỏng rất sát với tài liệu.

- Kiểm tra lượng hơi nước stripping sử dụng cho các tháp: [2]

RA HGO LGO

Lưu lượng (kmol/h)934.9038 208.409

81060.263

3

KLPT (kg/kmol)483.4725 328.381

8215.7483

Lưu lượng (kg/h) 452000 68438 228750

Khối lượng riêng ở 150C (kg/m3) 900.33 848.14 800.06

Lưu lượng (m3/h) 502.0 80.7 285.9

Lưu lượng dòng steam (kg/h) 12000 1300 7000

Lượng hơi nước stripping (kg/m3 sp đáy)

23.9 16.1 24.5

Bảng 4.22. Bảng kiểm tra lượng hơi nước StrippingLượng hơi nước stripping vào các tháp thường nằm trong khoảng: Hơi nước stripping đáy tháp Stripper: 15÷30 kg/m3(LGO/HGO) Hơi nước stripping đáy tháp chính: 20÷30 kg/m3 RA.Như vậy, lượng hơi nước sử dụng nằm trong khoảng cho phép.1.17.1.4 Nhận xét đánh giá và lựa chọn mô hình:

Thông qua tất cả những tính toán và đánh giá bên trên ta có những nhận xét như sau:- Mô hình có số đĩa lí thuyết càng lớn thì độ phân tách càng cao, do đó chất lượng sản

phẩm càng tốt.- Giữa các mô hình tuy có khác nhau về số đĩa, vị trí nạp liệu, vị trí lấy sản phẩm trích

ngang nhưng nhìn chung kết quả của ba mô hình này so với số liệu trong Material Balane sai khác không lớn lắm ở một số chỉ tiêu quan trọng: tỉ trọng, ASTM D86….

- Mô hình tháp T-1101 với hiệu suất đĩa 70% có các tiêu chuẩn: GAP, OVERLAP, OVERFLASH đều đạt tiêu chuẩn.

Vậy ta chọn mô phỏng tháp T-1101 với hiệu suất đĩa 70%. Do đó, các tháp còn lại trong phân xưởng CDU: T-1102, T-1103, T-1104, T-1107 sẽ được mô phỏng với hiệu suất đĩa là 70%.



1.17.2 Thiết kế cho tháp T-1107:Dưới đây là những thông số thiết kế và thông số ước lượng dựa trên số liệu vận

hành ở 105% năng suất của tháp T-1107: [27]

Tháp T-1107 Số liệu thực tế

Số liệu lý thuyết

0.7

Số đĩa32(chưa tính condenser

và reboiler) 23

Đĩa nạp liệu 16 12




Áp suất đáy, Kg/cm2g 8

Bảng 4.23. Các thông số hoạt động của tháp T-1107.Các ràng buộc và biến sử dụng ở tháp T-1107:

Kết quả mô phỏng:Rigorous Column 'T1107'



ITERATIONS, MAXIMUM PER TRIAL 15 TOTAL ALL TRIALS 331 COLUMN SUMMARY ---------- NET FLOW RATES ----------- HEATER TRAY TEMP PRESSURE LIQUID VAPOR FEED PRODUCT DUTIES DEG C KG/CM2G KG-MOL/HR M*WATT ------ ------- -------- -------- -------- --------- --------- ------------ 1C 43.0 7.40 439.3 3.4V -3.1527 146.1L 0.0W 2 60.6 7.80 483.5 588.8 3 65.4 7.81 489.4 633.0 4 67.2 7.82 489.9 638.9 5 68.2 7.83 488.9 639.4 6 68.9 7.83 486.7 638.4 7 69.6 7.84 482.8 636.2 8 70.7 7.85 476.2 632.3 9 72.5 7.86 464.9 625.8 10 75.5 7.87 443.1 614.4 11 81.2 7.88 392.5 592.7 12 94.9 7.89 292.0 542.0 13 126.7 7.90 1888.0 441.6 1365.4L 14 128.3 7.90 1918.2 672.2 15 129.2 7.91 1934.8 702.4 16 130.1 7.92 1947.2 719.0 17 130.9 7.93 1958.4 731.4 18 132.0 7.94 1970.6 742.6 19 133.4 7.95 1985.9 754.7 20 135.4 7.96 2006.4 770.1 21 138.3 7.97 2033.7 790.6 22 142.6 7.97 2067.4 817.9 23 149.1 7.98 2103.9 851.5 24 159.9 7.99 2138.8 888.1 25R 178.4 8.00 922.9 1215.8L 8.2087 FEED AND PRODUCT STREAMS TYPE STREAM PHASE FROM TO LIQUID FLOW RATES HEAT RATES TRAY TRAY FRAC KG-MOL/HR M*WATT ----- ------------ ------ ---- ---- ------ ------------ ------------ FEED FEED-T1107 LIQUID 13 1.0000 1365.38 10.1109 PROD OFFGAS VAPOR 1 3.40 0.0241 PROD TO-P1115 LIQUID 1 146.14 0.2347 PROD SW-TO-D1103 WATER 1 0.0000 PROD FULL-NAPHTHA LIQUID 25 1215.83 14.9082 OVERALL MOLE BALANCE, (FEEDS - PRODUCTS) -7.9936E-13 OVERALL HEAT BALANCE, (H(IN) - H(OUT) ) -2.8194E-14 SPECIFICATIONS SPECIFICATION PARAMETER TRAY COMP SPECIFICATION SPECIFIED CALCULATED NUMBER TYPE NO NO TYPE VALUE VALUE ------------- --------- ---- ------ ------------- ---------- ---------- 1 (ACTIVE) TRAY LIQ 1 TEMPERATURE 4.300E+01 4.300E+01 2 (ACTIVE) UNIT T110 1 LV REFLUX 4.220E+01 4.220E+01 Currently using rigorous calculations



Kết quả trên cho thấy nhiệt độ và áp suất ở đỉnh và đáy gần bằng với số liệu vận hành mặc dù ta không khống chế các thông số này. Vì vậy, ta thấy rằng tháp T-1107 trong mô hình khá sát với số liệu thực tế.

Xét dòng LPG :THERMODYNAMIC SYSTEM GS STREAM 'LPG' TOTAL LIQUID ---------- ---------- RATE, KG-MOL/HR 146.1423 146.1423 TEMPERATURE, C 43.53 43.53 PRESSURE, KG/CM2G 23.50 23.50 MOLECULAR WEIGHT 53.8987 53.8987 FRACTION 1.0000 ENTHALPY, KCAL/KG-MOL 1426.5636 1426.5636 CP, KCAL/KG-C 0.6785 0.6785 MOLAR FLOWRATES, KG-MOL/HR 1 - H2O 2.2049 2.2049 2 - ETHANE 1.3288 1.3288 3 - PROPANE 35.2275 35.2275 4 - IBUTANE 34.9669 34.9669 5 - BUTANE 72.2461 72.2461 6 - IPENTANE 0.1054 0.1054 7 - PENTANE 0.0143 0.0143 8 - 22DMPR 0.0482 0.0482 9 - CP 1.1910E-04 1.1910E-04 10 - 22MB 3.8143E-06 3.8143E-06 11 - 23MB 7.0061E-07 7.0061E-07 12 - 2MP 2.8340E-06 2.8340E-06 13 - 3MP 5.9095E-07 5.9095E-07 14 - C6H14 5.5413E-07 5.5413E-07 15 - NBP 79 1.1062E-08 1.1062E-08 16 - NBP 88 1.6202E-09 1.6202E-09 17 - NBP 101 4.7814E-11 4.7814E-11 18 - NBP 114 7.5937E-13 7.5937E-13 19 - NBP 127 8.2304E-15 8.2304E-15 20 - NBP 141 3.9372E-17 3.9372E-17 21 - NBP 155 7.7337E-20 7.7337E-20 22 - NBP 169 1.6041E-23 1.6041E-23 23 - NBP 183 1.7243E-27 1.7243E-27 24 - NBP 197 1.3352E-31 1.3352E-31 25 - NBP 211 0.0000 0.0000 26 - NBP 225 0.0000 0.0000 27 - NBP 239 0.0000 0.0000 28 - NBP 253 0.0000 0.0000 29 - NBP 267 0.0000 0.0000 30 - NBP 280 0.0000 0.0000 31 - NBP 294 0.0000 0.0000 32 - NBP 308 0.0000 0.0000



33 - NBP 322 0.0000 0.0000 34 - NBP 336 0.0000 0.0000 35 - NBP 350 0.0000 0.0000 36 - NBP 364 0.0000 0.0000 37 - NBP 378 0.0000 0.0000 38 - NBP 392 0.0000 0.0000 39 - NBP 406 0.0000 0.0000 40 - NBP 419 0.0000 0.0000 41 - NBP 439 0.0000 0.0000 42 - NBP 468 0.0000 0.0000 43 - NBP 496 0.0000 0.0000 44 - NBP 522 0.0000 0.0000 45 - NBP 550 0.0000 0.0000 46 - NBP 577 0.0000 0.0000 47 - NBP 601 0.0000 0.0000 48 - NBP 623 0.0000 0.0000 49 - NBP 661 0.0000 0.0000 50 - NBP 718 0.0000 0.0000 51 - NBP 781 0.0000 0.0000 52 - NBP 820 0.0000 0.0000

Kết quả Pro/II cho thấy lưu lượng LPG là 146.1423 (kmol/h) tương đương với 7876.9 (kg/h) hay 14.04(m3/h) (d15=561.03 kg/m3) nên cân bằng vật chất là phù hợp. Thành phần của LPG chủ yếu là C3 và C4 chiếm tới 97 %. Do đó kết quả này hợp lí.1.17.3 Rating cho các thiết bị chính trong phân xưởng:1.17.3.1 Rating cho tháp chính T-1101: [4]

Kết quả mô phỏng: UNIT 1, 'T1101', 'CDU' (Cont) TRAY RATING RESULTS



PRES WEIR DOWNCOMER TRAY VAPOR LIQUID VLOAD DIAM FF DROP RATE BACKUP, PCT M3/S M3/S M3/S MM KG/CM2 CM3/S/MM TRAY SPACING ---- ----- ------- ----- ------ ---- ------ -------- ------------ 1 19.46 0.42719 1.735 6700.0 81.8 0.008 39.697 95.26 2 23.78 0.49039 2.243 6700.0 103.1 0.011 44.818 114.27 3 25.18 0.51722 2.439 6700.0 112.2 0.012 46.971 123.03 4 28.86 0.53221 2.706 6700.0 121.7 0.013 48.171 130.37 5 25.29 0.18346 2.535 6700.0 73.8 0.008 18.603 52.73 6 24.90 0.18505 2.524 6700.0 73.7 0.008 18.746 52.92 7 24.49 0.18585 2.508 6700.0 73.5 0.008 18.817 52.92 8 24.08 0.18610 2.489 6700.0 73.1 0.008 18.838 52.80 9 23.65 0.18579 2.466 6700.0 72.5 0.008 18.810 52.55 10 23.20 0.18469 2.437 6700.0 71.8 0.007 18.709 52.10 11 22.68 0.18217 2.398 6700.0 70.6 0.007 18.479 51.32 12 25.12 0.34379 2.716 6700.0 97.8 0.011 32.626 86.42 13 24.33 0.35025 2.652 6700.0 97.0 0.010 33.165 87.06 14 23.96 0.35074 2.634 6700.0 96.7 0.010 33.204 86.95 15 23.21 0.34413 2.562 6700.0 94.1 0.010 32.646 84.75 16 21.97 0.16707 2.410 6700.0 69.2 0.007 17.095 48.75 17 28.04 0.45564 3.208 6700.0 125.7 0.015 41.962 119.24 18 24.39 0.48150 2.890 6700.0 120.8 0.013 44.043 120.71 19 22.32 0.45721 2.665 6700.0 111.4 0.012 42.066 111.74 20 21.40 0.11361 2.576 6700.0 66.8 0.007 12.068 40.92 21 20.97 0.11106 2.542 6700.0 65.8 0.007 11.820 40.20 22 20.50 0.10461 2.486 6700.0 63.8 0.007 11.194 38.67 23 19.96 0.09494 2.410 6700.0 61.0 0.006 10.250 36.48

SIMULATION SCIENCES INC. R PAGE P-102 PROJECT PRO/II VERSION 8.1 ELEC V6.6 PROBLEM OUTPUT COLUMN SUMMARY 05/25/11 ============================================================================== UNIT 1, 'T1101', 'CDU' (Cont) PRES WEIR DOWNCOMER TRAY VAPOR LIQUID VLOAD DIAM FF DROP RATE BACKUP, PCT M3/S M3/S M3/S MM KG/CM2 CM3/S/MM TRAY SPACING ---- ----- ------- ----- ------ ---- ------ -------- ------------ 24 20.33 0.18972 2.484 6700.0 73.8 0.008 19.182 53.61 25 19.35 0.18792 2.380 6700.0 71.2 0.007 19.016 52.38 26 18.75 0.17314 2.280 6700.0 67.2 0.007 17.666 48.92 27 18.23 0.04036 2.188 6700.0 49.9 0.005 4.674 26.15 28 17.79 0.03047 2.112 6700.0 47.2 0.005 3.601 24.07 29 17.30 0.01568 2.008 6700.0 43.3 0.004 1.932 21.00 ** WARNING ** MIXED PHASE FEED to tray 30. Carefully check the tray rating results. 30 16.84 0.21532 1.909 6700.0 63.1 0.007 21.583 54.28 31 3.86 0.19981 0.306 6700.0 24.3 0.006 20.213 49.05 32 3.58 0.19361 0.264 6700.0 22.8 0.006 19.656 47.95 33 3.34 0.18807 0.224 6700.0 21.4 0.006 19.157 46.96 34 3.02 0.17585 0.119 6700.0 19.5 0.006 18.044 44.77

Ta thấy, tại các vùng đĩa 1-4, 12-15, 17-19, hệ số FF lớn hơn 80%. Do đó, tại các vùng đĩa này, hiệu suất đĩa rất thấp, ảnh hưởng chất lượng quá trình phân tách trong



tháp. Hệ số FF càng nhỏ thì hiệu quả phân tách càng cao. Tuy nhiên, khi đó, chi phí đầu tư tăng (kích thước tháp lớn…).1.17.3.2 Rating cho các tháp stripper:

Các thông số nhập vào cho chế độ Rating tháp Stripper được lấy từ số liệu thiết kế:

Thiết bị T-1102 T-1103 T-1104

Loại đĩa Valve Valve Valve

Đường kính tháp (mm) 1800 2500 1700

Khoảng cách đĩa (mm) 609 609 609

Số pass 2 2 2

Hệ sô SF (System loading factor) 1 1 1

Kết quả mô phỏng: UNIT 1, 'T1101', 'CDU' (Cont) TRAY RATING RESULTS PRES WEIR DOWNCOMER TRAY VAPOR LIQUID VLOAD DIAM FF DROP RATE BACKUP, PCT M3/S M3/S M3/S MM KG/CM2 CM3/S/MM TRAY SPACING ---- ----- ------- ----- ------ ---- ------ -------- ------------ 1 1.027 0.04010 0.120 1800.0 61.3 0.006 13.424 35.68 2 1.069 0.04095 0.126 1800.0 64.4 0.006 13.677 36.92 3 1.091 0.04150 0.129 1800.0 66.3 0.007 13.837 37.78 4 1.107 0.04195 0.132 1800.0 67.9 0.007 13.971 38.44 5 1.122 0.04239 0.135 1800.0 69.4 0.007 14.101 39.09 6 1.135 0.04285 0.137 1800.0 71.0 0.007 14.236 39.77 7 1.145 0.04333 0.140 1800.0 72.5 0.007 14.377 40.44 SIDESTRIPPER T1103 1 3.842 0.12462 0.330 2500.0 117.8 0.015 28.657 78.42 2 3.205 0.11537 0.256 2500.0 90.7 0.010 26.758 62.25 3 2.719 0.10837 0.198 2500.0 72.0 0.008 25.313 53.33 4 2.554 0.09571 0.087 2500.0 46.8 0.006 22.674 45.80 SIDESTRIPPER T1104 1 0.727 0.03509 0.066 1700.0 40.9 0.005 12.508 31.50 2 0.640 0.03354 0.055 1700.0 34.9 0.005 12.022 30.68 3 0.563 0.03213 0.044 1700.0 29.5 0.005 11.577 29.97 4 0.454 0.02891 0.016 1700.0 18.4 0.005 10.545 28.46



Ta thấy, tháp T-1102 có hệ số FF của các đĩa đều nhỏ hơn 80% và không quá nhỏ. Do đó, hiệu quả phân tách của tháp T-1102 tốt và chi phí đầu tư không cao. Ngược lại, tháp T-1103 có hệ số FF cao nên hiệu quả phân tách thấp. Tháp T-1104 có hệ số FF của các đĩa rất nhỏ nên hiệu suất sử dụng đĩa cao nhưng lại tốn chi phí đầu tư. 1.17.3.3 Rating cho tháp T-1107:

Các thông số nhập vào cho chế độ Rating tháp T-1107 được lấy từ số liệu thiết kế:

Kết quả mô phỏng:

UNIT 11, 'T1107' (Cont) TRAY RATING RESULTS PRES WEIR DOWNCOMER TRAY VAPOR LIQUID VLOAD DIAM FF DROP RATE BACKUP, PCT M3/S M3/S M3/S MM KG/CM2 CM3/S/MM TRAY SPACING ---- ----- ------- ----- ------ ---- ------ -------- ------------ 2 0.478 0.01490 0.098 2600.0 18.2 0.003 4.087 23.39 3 0.484 0.01535 0.100 2600.0 18.6 0.003 4.199 23.55 4 0.485 0.01546 0.100 2600.0 18.7 0.003 4.227 23.59 5 0.484 0.01548 0.100 2600.0 18.7 0.003 4.231 23.60 6 0.483 0.01546 0.100 2600.0 18.7 0.003 4.225 23.59 7 0.482 0.01540 0.100 2600.0 18.6 0.003 4.210 23.57 8 0.479 0.01529 0.099 2600.0 18.5 0.003 4.184 23.52 9 0.475 0.01509 0.098 2600.0 18.3 0.003 4.134 23.45 10 0.467 0.01465 0.096 2600.0 17.8 0.003 4.027 23.29 11 0.447 0.01345 0.091 2600.0 16.7 0.003 3.728 22.84 12 0.404 0.01091 0.079 2600.0 14.3 0.003 3.085 21.85



13 0.613 0.08345 0.119 2600.0 42.9 0.005 19.243 42.36 14 0.640 0.08502 0.126 2600.0 44.8 0.005 19.560 42.89 15 0.655 0.08592 0.129 2600.0 45.8 0.005 19.742 43.20 16 0.666 0.08663 0.132 2600.0 46.7 0.005 19.885 43.45 17 0.677 0.08731 0.134 2600.0 47.5 0.005 20.022 43.68 18 0.689 0.08810 0.137 2600.0 48.5 0.005 20.182 43.96 19 0.704 0.08915 0.141 2600.0 49.7 0.005 20.392 44.33 20 0.725 0.09061 0.147 2600.0 51.5 0.005 20.687 44.84 21 0.754 0.09266 0.155 2600.0 54.1 0.005 21.100 45.58 22 0.793 0.09548 0.165 2600.0 57.7 0.005 21.666 46.61 23 0.841 0.09932 0.179 2600.0 62.7 0.006 22.433 48.03 24 0.900 0.10487 0.198 2600.0 70.2 0.006 23.541 50.20

Ta thấy, từ đĩa 13 (đĩa nạp liệu) đến đĩa 24, hệ số FF đều nhỏ hơn 80% và không quá nhỏ. Do đó, hiệu quả quá trình phân tách trong tháp T-1107 rất tốt và kích thước nhập vào (đường kính thiết kế của tháp) không lớn, tức là chi phí đầu tư không cao. Các đĩa từ 2 đến 12 có hệ số FF rất nhỏ là do đường kính tháp nhập vào quá lớn so với số liệu thiết kế (1500mm). 1.17.4 Thiết kế cho các thiết bị khác:1.17.4.1 Bình tách D-1103:

Nguyên liệu là dòng OVHNAPHTHA đến từ E-1111. Các dòng sản phẩm: dòng khí không ngưng (OG-TO-RFCC), dòng hydrocarbon (TO-P1110), dòng nước (SW-TO-D1106). Bình tách D-1103 làm việc ở áp suất 0,98 kg/cm2g và nhiệt độ 450C.



1.17.4.2 Các thiết bị trao đổi nhiêt trong phân xưởng CDU: [7], [8], [9], [10], [11], [12], [13], [14], [15], [16], [17], [18], [19], [20], [21], [22].

Các thiết bị trao đổi nhiệt được mô phỏng theo giá trị ước lượng của số liệu vận hành ở 105% năng suất. Tổn thất áp suất các dòng trong thiết bị được mô phỏng theo số liệu thiết kế sao cho không được vượt quá 20% áp suất dòng.

Tên

thiết

bị

Dòng nóng Dòng lạnhDuty (KW)

(kết quả mô

phỏng)

Duty (KW)

(theo thiết

kế)Tên dòngT vào

(0C)

T ra

(0C)Tên dòng

T

vào

(0C)

T ra

(0C)

E-

1101RA-TO-

E1101188 122

CR-TO-

E110161 112 19365

19613

E-

1102FROM -

P1103187 144

CR-TO-

E110261 108 8457

9000

E-

1103LGO 216 137

CR-TO-

E1103112 143 12846

13805

E-

1104HGO-TO-

E1104258 173

CR-TO-

E1104108 130 4282

4980

E-

1105

RA-FR-

E1108287 188

CR-TO-

E1105137 250 33277

33300

E-

1106FROM-

P1104246 143

CR-TO-

E1106137 222 31628

31972

E-

1107HGO 318 258

CR-TO-

E1107250 260 3267

3419

E-

1108

RA-FR-

E1134336 287

CR-TO-

E1108222 265 17711

17932

E-

1109FROM-

P1105334 321

CR-TO-

E1109260 266 1986

2125

E-

1110

PA3-TO-

E1110321 303 2800

2800

E-

1111TOPPING 112 45 AIR 15246

36583

E-

1112FROM-

P1102142 71.7 AIR 36936

23085

E-

1118

FULL-

NAPHTH

A178 110

TO-

E111846 121 6459

8750



E-

1134

RA-FR-

P1106346 336

CR-TO-

E1134266 278 4014

6315

E-

1121REBOILER T-1107 8209

8781

E-

1122CONDENSER T-1107 -3153

-3631

Bảng 4.25. Kết quả mô phỏng các thiết bị trao đổi nhiệt.Ta thấy, các thiết bị trao đổi nhiệt đều có Duty nhỏ hơn Duty thiết kế. Do đó, khi

tăng năng suất nhà máy lên 7.5 triệu tấn/năm thì các thiết bị trao đổi nhiệt này đều có thể hoạt động được. Riêng E-1112 có Duty lớn hơn nhiều so với Duty thiết kế nên không thể đáp ứng được khi tăng năng suất nhà máy lên 7.5 triệu tấn/năm. Do vậy, cần phải lắp thêm 1 cooler với tác nhân làm nguội là nước làm mát phía sau E-1112 để làm giảm Duty của E-1112. 1.17.4.3 Lò đốt:

Để đảm bảo dòng nguyên liệu vào tháp T-1101 với áp suất 2.3 kg/cm2g, tôi chọn tổn thất áp suất của dòng dầu thô qua lò đốt là 12.7 kg/cm2. Ta có kết quả mô phỏng lò đốt như sau:Heat Exchanger 'H1101' Feeds - Cold Side CR-TO-HEATER Products - Cold Side CR-TO-T1101 User Input Calculated ---------- ---------- Hot Pressure Drop, KG/CM2 0.00 Cold Outlet Temperature, C 354.00 354.00 Cold Pressure Drop, KG/CM2 12.70 12.70 Cold Liquid Fraction 0.3164 Duty, M*WATT 83.4908

Ta thấy, Duty của H-1101 là 83491 KW nhỏ hơn Duty thiết kế (83740 KW). Do đó, khi tăng năng suất nhà máy lên 7.5 triệu tấn/năm thì lò đốt có thể hoạt động bình thường.

1.17.4.4 Các bơm trong phân xưởng CDU: [29], [30], [31], [32], [33], [34], [35].

Tên thiết bị Tên dòng vào Áp suất đầu ra ( kg/cm2g)

Capacity(m3/h)(kết quả mô

phỏng)

Capacity(m3/h)

(theo thiết



kế)

P-1101 CR-TO-P1101 29 1134 1207

P-1102 TOPPA-OUT 8.8 1082 942

P-1103 PA1-OUT 10 360 410

P-1104 PA2-OUT 9.2 530 1476

P-1105 PA3-OUT 8.8 219 266

P-1106 RESIDUE 23.7 502 652

P-1110 TO-P1110 14 189 230

Bảng 4.26. Kết quả mô phỏng các bơm.Ta thấy, các bơm P-1101, P-1103, P-1104, P-1105, P-1106, P-1110 đều có công

suất nhỏ hơn công suất thiết kế. Do đó, khi tăng năng suất nhà máy lên 7.5 triệu tấn/năm thì các bơm này đều có thể hoạt động được. Bơm P-1102 có công suất lớn hơn công suất thiết kế nên ta cho chạy 2 bơm (A,B) cùng lúc khi tăng năng suất nhà máy lên 7.5 triệu tấn/năm. 1.17.4.5 Hệ thống tách muối:

Hệ thống tách muối gồm các thiết bị: D-1101, D-1102, M-1101, M-1102 và 2 mix valve. Trong đồ án này, tôi mô phỏng hệ thống tách muối bằng một Flash làm việc ở áp suất 10.5kg/cm2g và 1360C, một thiết bị Stream Calculator và thêm vào một dòng nước ở 10.5kg/cm2g và 1360C với lưu lượng 44.9 m3/h để đảm bảo lượng nước thêm vào từ 2 ÷ 4% [2] thể tích dòng dầu thô.



KẾT QUẢ VÀ KIẾN NGHỊ

Kết quả:

- Đồ án đã mô phỏng được các giá trị vận hành và thiết kế dựa trên năng suất vận hành thực tế của nhà máy là 105%. Các giá trị tính toán có độ tin cậy cao.

- Vì hiện tại nhà máy chưa chạy ở 115% năng suất nên một số thông số vận hành được phần mềm xuất ra chỉ được so sánh với giá trị thiết kế của thiết bị.

- Xây dựng mô hình tháp (số đĩa lý thuyết, vị trí nạp liệu, các Pumparound, Stripping…) còn hạn chế, dẫn đến sự sai khác khá nhiều về đường cong ASTM D86 giữa mô phỏng và tài liệu.

- Kết quả mô phỏng tháp T-1107 rất sát với số liệu thực tế.- Các thiết bị trao đổi nhiệt chỉ được mô phỏng bằng mô hình của một thiết bị trao

đổi nhiệt đơn giản. Do đó, chưa thể hiện được đầy đủ các thiết kế của một thiết bị trao đổi nhiệt.

- Khi tăng năng suất nhà máy lên 7.5 triệu tấn dầu thô/năm, hầu hết các thiết bị đều đảm bảo công suất thiết kế. Tuy nhiên, cũng có một số thiết bị không đảm bảo công suất thiết kế. Vì vậy, cần phải lắp đặt thêm thiết bị để đảm bảo được công suất thiết kế của từng thiết bị.

Kiến nghị:

- Nghiên cứu đề tài tìm dầu thô thay thế để thay cho nguyên liệu dầu thô Bạch Hổ đang cạn kiệt dần.

- Kiến nghị lắp thêm 1 Cooler với tác nhân làm nguội là nước làm mát phía sau E-1112 để làm giảm Duty của E-1112 khi tăng năng suất nhà máy lên 7.5 triệu tấn dầu thô/năm.

- Lắp đặt thêm 1 bơm chạy dự phòng cho bơm P-1102 (A, B) khi tăng năng suất nhà máy lên 7.5 triệu tấn dầu thô/năm.





KẾT LUẬNSau một thời gian làm đồ án tốt nghiệp, được sự hướng dẫn tận tình của KS.

Nguyễn Nhanh và sự chỉ bảo của TS. Nguyễn Đình Lâm, tôi đã thực hiện được các công việc sau:

- Tìm hiểu về cách sử dụng và các tiện ích của phần mềm PROII.- Tìm hiểu các kỹ thuật điều khiển trong nhà máy lọc dầu.- Đọc PFD và mô phỏng phân xưởng CDU của nhà máy lọc dầu Dung Quất bằng

phần mềm PROII theo PFD. - Tính toán các kích thước và thông số các thiết bị, so sánh với số liệu thiết kế. Từ

đó, đánh giá về khả năng làm việc của các thiết bị khi tăng năng suất nhà máy lên 7.5 triệu tấn dầu thô/năm.

- Tìm hiểu sơ lược về cấu tạo, nguyên lý hoạt động của các thiết bị trong phân xưởng CDU.

- Đọc và hiểu bản vẽ PID. Ngoài ra, việc đi thực tập và làm đồ án tốt nghiệp tại Nhà máy lọc dầu Dung Quất

đã giúp tôi củng cố kiến thức trong 5 năm học đại học, mở rộng tầm nhìn và tăng khả năng giao tiếp.



TÀI LIỆU THAM KHẢO1. TS. Nguyễn Đình Lâm, Báo cáo CDU 17.1.7.

2. Technip, Petroleum refining 2 separation processes.

3. Intertek, Crude Assay 2009.

4. Technip, Vendor data-book.

5. Technip, 8474L-011-ML-001-0.

6. SCRD-251210-12-0.

7. 8474L-011-PDS-E-1101AH-001-0.

8. 8474L-011-PDS-E-1102-002-0.

9. 8474L-011-PDS-E-1103-003-C.

10. 8474L-011-PDS-E-1104-004-0.

11. 8474L-011-PDS-E-1105AJ-005-0.

12. 8474L-011-PDS-E-1106AF-006-0.

13. 8474L-011-PDS-E-1107-007-0.

14. 8474L-011-PDS-E-1108-008-D.

15. 8474L-011-PDS-E-1109-009-0.

16. 8474L-011-PDS-E-1110-010-0.

17. 8474L-011-PDS-E-1111-001-0.

18. 8474L-011-PDS-E-1112-002-0.

19. 8474L-011-PDS-E-1118AB-012-0.

20. 8474L-011-PDS-E-1121-015-0.

21. 8474L-011-PDS-E-1122-006-0.

22. 8474L-011-PDS-E-1134-018-0.

23. 8474L-011-PFD-0010-001-0.

24. 8474L-011-PFD-0010-002-2.



25. 8474L-011-PFD-0010-003-2.

26. 8474L-011-PFD-0010-005-2.

27. 8474L-011-PFD-0010-006-2.

28. 8474L-011-PFD-0010-007-2.

29. 8474L-011-A1002-0910-002-001-D-C.

30. 8474L-011-A1002-0910-002-002-C-C.

31. 8474L-011-A1002-0910-002-003-C-C.

32. 8474L-011-A1002-0910-002-004-C-C.

33. 8474L-011-A1002-0910-002-005-C-C.

34. 8474L-011-A1002-0910-001-001-C-C.

35. 8474L-011-A1002-0910-002-007-C-C.



PHỤ LỤC

1. Tập tin input mô phỏng tháp T-1101 với số đĩa lí thuyết là 29 (hiệu suất đĩa 60%):

$ Generated by PRO/II Keyword Generation System <version 8.1>$ Generated on: Mon May 30 20:01:29 2011TITLE DIMENSION METRIC, PRES=KG/CMG, DUTY=WATT, STDTEMP=0, STDPRES=0 SEQUENCE SIMSCI CALCULATION RVPBASIS=APIN, TVP=37.778COMPONENT DATA LIBID 1,H2O/2,ETHANE/3,PROPANE/4,IBUTANE/5,BUTANE/6,IPENTANE/ & 7,PENTANE/8,22DMPR/9,CP/10,22MB/11,23MB/12,2MP/13,3MP/ & 14,C6H14, BANK=PROCESS,SIMSCI ASSAY CONVERSION=API94, CURVEFIT=IMPROVED, KVRECONCILE=TAILSTHERMODYNAMIC DATA METHOD SYSTEM=GS, TRANSPORT=PETR, SET=GS01, DEFAULT WATER DECANT=OFF METHOD SYSTEM=GS, TRANSPORT=NONE, SET=GS02STREAM DATA PROPERTY STREAM=CRUDE, TEMPERATURE=354, PRESSURE=2.3, PHASE=M, & RATE(WT)=937501, ASSAY=WT TBP STREAM=CRUDE, DATA=5,94/10,125/20,195/30,253/40,303/50,356/ & 60,403/70,446/80,505, TEMP=C API STREAM=CRUDE, AVERAGE=39.5 LIGHTEND STREAM=CRUDE, COMPOSITION(WT)=2,4.7E-5/3,0.001715/ & 4,0.002361/5,0.006263/6,0.004351/7,0.006754/8,2.6E-5/ & 9,0.000532/10,0.000218/11,0.000536/12,0.004041/13,0.002202/ & 14,0.008407, PERCENT(WT)=3.75, NORMALIZE PROPERTY STREAM=STEAM1, TEMPERATURE=355, PRESSURE=3.85, PHASE=M, & RATE(WT)=12000, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=STEAM2, TEMPERATURE=355, PRESSURE=3.85, PHASE=M, & RATE(WT)=6999.98, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=STEAM3, TEMPERATURE=355, PRESSURE=3.85, PHASE=M, & RATE(WT)=1300, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=WATER1, TEMPERATURE=61, PRESSURE=16, PHASE=M, & RATE(LV)=0.600001, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=WATER2, TEMPERATURE=136, PRESSURE=10.5, PHASE=M, & RATE(LV)=44.8999, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=CRUDE-FEED, TEMPERATURE=60, PRESSURE=0.2, & REFSTREAM=CRUDE, RATE(WT)=937501 NAME CRUDE,FEEDUNIT OPERATIONS PUMP UID=BOOSTERPUMP FEED CRUDE-FEED PRODUCT M=CR-TO-M1 OPERATION EFF=75, PRESSURE=16 MIXER UID=MIXER-1 FEED WATER1,CR-TO-M1 PRODUCT M=CR-TO-SP1 SPLITTER UID=SPLITTER-1 FEED CR-TO-SP1



PRODUCT M=CR-TO-E1101, M=CR-TO-E1102 OPERATION OPTION=FILL SPEC STREAM=CR-TO-E1101, RATE(LV,M3/H),TOTAL,WET, VALUE=768.5 COLUMN UID=T1101, NAME=CDU PARAMETER TRAY=29,IO FEED STEAM1,29/KER-V,11/LGO-V,16/HGO-V,21/CR-TO-T1101,26 PRODUCT LDRAW(WT)=KER1,13,62906, LDRAW(WT)=LGO1,18,251625, & LDRAW(WT)=HGO1,23,75281, OVHD(LV)=TOPPING, & BTMS(WT)=RESIDUE,439690, SUPERSEDE=ON DUTY 1,1,-20.9,TOP-PAH DUTY 2,11,-9,PAH1 DUTY 3,16,-31,PAH2 DUTY 4,21,-4.925,PAH3 PA NAME=TOP-PA, FROM=3, TO=1, PHASE=L, DNAME=TOP-PAH, & TEMP=71.7 PA NAME=PA1, FROM=13, TO=11, PHASE=L, DNAME=PAH1, & RATE(LV)=360 PA NAME=PA2, FROM=18, TO=16, PHASE=L, DNAME=PAH2, & RATE(LV)=529.999 PA NAME=PA3, FROM=23, TO=21, PHASE=L, DNAME=PAH3, & RATE(LV)=218.8 PRINT COMPOSITION=WT, PROPTABLE=BRIEF, RECOVERY ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=112, BTEMP=330 TEMPERATURE 1,112/29,330 PRESSURE 1,0.999995/29,2.2 SPEC ID=COL1SPEC1, TRAY=1, TEMPERATURE(C), VALUE=112 SPEC ID=COL1SPEC2, STREAM=HGO, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=68438 SPEC ID=COL1SPEC3, STREAM=LGO, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=228750 SPEC ID=COL1SPEC4, STREAM=KEROSEN, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=57188 SPEC(CHANGE) STREAM=RESIDUE, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=439690 VARY DNAME=TOP-PAH VARY DRAW=KER1,LGO1,HGO1 TFLOW PA(L)=PA3-OUT,23,21/PA2-OUT,18,16/PA1-OUT,13,11/ & TOPPA-OUT,3,1 METHOD SET=GS01 SIDESTRIPPER UID=T1102, NAME=KER SIDE STRIPPER PARAMETER TRAY=7,IO FEED KER1,1 PRODUCT OVHD(LV)=KER-V, BTMS(WT)=KEROSEN,57188.2, & SUPERSEDE=ON DUTY 1,7,2.8,REBOILER PSPEC PTOP=1.2, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=185, BTEMP=220 TEMPERATURE 1,185/6,220 REBOILER TYPE=KETTLE METHOD SET=GS01 SIDESTRIPPER UID=T1103, NAME=LGO SIDE STRIPPER PARAMETER TRAY=4,IO



FEED LGO1,1/STEAM2,4 PRODUCT OVHD(LV)=LGO-V, BTMS(WT)=LGO,228750, SUPERSEDE=ON PSPEC PTOP=1.1, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=232, BTEMP=235 TEMPERATURE 1,232/4,235 METHOD SET=GS01 SIDESTRIPPER UID=T1104, NAME=HGO SIDE STRIPPER PARAMETER TRAY=4,IO FEED HGO1,1/STEAM3,4 PRODUCT OVHD(LV)=HGO-V, BTMS(WT)=HGO,68438.2, SUPERSEDE=ON PSPEC PTOP=1.2, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=315, BTEMP=318 TEMPERATURE 1,315/4,318 METHOD SET=GS01 PUMP UID=P1103A-B FEED PA1-OUT PRODUCT M=FROM-P1103 OPERATION EFF=85, PRESSURE=10 HX UID=E1102 HOT FEED=FROM-P1103, M=PA1-RETURN, DP=0.7 COLD FEED=CR-TO-E1102, M=CR-TO-E1104, DP=1 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=108 PUMP UID=P1104A-B FEED PA2-OUT PRODUCT M=FROM-P1104 OPERATION EFF=85, PRESSURE=9.2 PUMP UID=P1106A-B FEED RESIDUE PRODUCT M=RA-FR-P1106 OPERATION EFF=85, PRESSURE=23.7 PUMP UID=P1105A-B FEED PA3-OUT PRODUCT M=FROM-P1105 OPERATION EFF=85, PRESSURE=8.8 HX UID=E1107 HOT FEED=HGO, M=HGO-TO-E1104, DP=0.1 COLD FEED=CR-TO-E1107, M=CR-TO-E1109, DP=0.7 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=260 HX UID=E1109 HOT FEED=FROM-P1105, M=PA3-TO-E1110, DP=0.7 COLD FEED=CR-TO-E1109, M=CR-TO-E1134, DP=0.7 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=266 HX UID=E1134A-B HOT FEED=RA-FR-P1106, M=RA-FR-E1134, DP=0.5 COLD FEED=CR-TO-E1134, M=CR-FR-E1134, DP=0.5 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=278 HX UID=E1104



HOT FEED=HGO-TO-E1104, M=HGO-TO-T1106, DP=0.5 COLD FEED=CR-TO-E1104, M=CR-FR-E1104, DP=1 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=130 HX UID=E1103A-B HOT FEED=LGO, M=LGO-TO-T1105, DP=0.5 COLD FEED=CR-TO-E1103, M=CR-FR-E1103, DP=1 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=143 MIXER UID=MIXER-2 FEED CR-FR-E1103,CR-FR-E1104 PRODUCT M=CR-TO-DESAL FLASH UID=DESALTER FEED CR-TO-DESAL,WATER2 PRODUCT V=TO-SC1 ISO TEMPERATURE=136, PRESSURE=10.5 STCALCULATOR UID=SC1 FEED TO-SC1 OVHD M=CR-TO-P1101, TEMPERATURE=136 BTMS M=WATER-OUT FOVHD(M) 2,52,1 FBTMS(M) 1,1,1 OPERATION STOP=ZERO PUMP UID=P1101A-B FEED CR-TO-P1101 PRODUCT M=CR-FR-P1101 OPERATION EFF=85, PRESSURE=29 SPLITTER UID=SPLITTER-2 FEED CR-FR-P1101 PRODUCT M=CR-TO-VALVE1, M=CR-TO-VALVE2 OPERATION OPTION=FILL SPEC STREAM=CR-TO-VALVE1, RATE(LV,M3/H),TOTAL,WET, VALUE=639.2 VALVE UID=VALVE1 FEED CR-TO-VALVE1 PRODUCT M=CR-TO-E1106 OPERATION DP=6.2 HX UID=E1106A-F HOT FEED=FROM-P1104, M=PA2-RETURN, DP=1 COLD FEED=CR-TO-E1106, M=CR-TO-E1108, DP=2.4 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=222 HX UID=E1108A-D HOT FEED=RA-FR-E1134, M=RA-FR-E1108, DP=2 COLD FEED=CR-TO-E1108, M=CR-FR-E1108, DP=1.4 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=265 MIXER UID=MIXER-3 FEED CR-FR-E1108,CR-FR-E1134 PRODUCT M=CR-TO-VALVE3 OPERATION PRESSURE=19 VALVE UID=VALVE3 FEED CR-TO-VALVE3 PRODUCT M=CR-TO-HEATER



OPERATION PRESSURE=15 HX UID=H1101 COLD FEED=CR-TO-HEATER, M=CR-TO-T1101, DP=12.7 OPER CTEMP=354 VALVE UID=VALVE2 FEED CR-TO-VALVE2 PRODUCT M=CR-TO-E1105 OPERATION DP=4.6 HX UID=E1105A-J HOT FEED=RA-FR-E1108, M=RA-TO-E1101, DP=4 COLD FEED=CR-TO-E1105, M=CR-TO-E1107, DP=3.5 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=250 HX UID=E1101A-H HOT FEED=RA-TO-E1101, M=RATO-RUNDOWN, DP=2 COLD FEED=CR-TO-E1101, M=CR-TO-E1103, DP=2 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=112 HX UID=E1111 HOT FEED=TOPPING, M=OVHNAPHTHA, METH=GS01 OPER HTEMP=45 FLASH UID=D1103 FEED OVHNAPHTHA PRODUCT L=TO-P1110, W=SW-TO-D1106, V=OG-TO-RFCC ISO TEMPERATURE=45, PRESSURE=0.98 METHOD SET=GS02 PUMP UID=P1110A-B FEED TO-P1110 PRODUCT M=TO-SP3 OPERATION EFF=85, PRESSURE=14 SPLITTER UID=SPLITTER-3 FEED TO-SP3 PRODUCT M=TO-E1118, M=BYPASS OPERATION OPTION=FILL SPEC STREAM=BYPASS, RATE(LV,M3/H),TOTAL,WET, VALUE=0 MIXER UID=MIXER-4 FEED TO-T1107,BYPASS PRODUCT M=FEED-T1107 COLUMN UID=T1107 PARAMETER TRAY=21,IO FEED FEED-T1107,11 PRODUCT BTMS(LV)=FULL-NAPHTHA,188.34, OVHD(GV)=OFFGAS, & LDRAW(LV)=TO-P1115,1,14.04, WATER(LV)=SW-TO-D1103,1, & SUPERSEDE=ON CONDENSER TYPE=MIX, PRESSURE=7.4, TEST=43 DUTY 1,1,-3.631,CONDENSER DUTY 2,21,7.983,REBOILER PSPEC PTOP=7.8, DPCOLUMN=0.2 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, RRATIO=3, CTEMP=43 SPEC ID=COL2SPEC1, TRAY=1, TEMPERATURE(C), VALUE=43 SPEC ID=COL2SPEC2, REFLUX(LV,M3/H), VALUE=42.2 VARY DNAME=CONDENSER,REBOILER



REBOILER TYPE=KETTLE METHOD SET=GS02,1/GS01,21 HX UID=E1118A-B HOT FEED=FULL-NAPHTHA, M=NA-TO-E1126, DP=1.4 COLD FEED=TO-E1118, M=TO-T1107, DP=1.4 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=121 HX UID=E1126 HOT FEED=NA-TO-E1126, M=NA-TO-NHT-TK, DP=0.7 OPER HTEMP=50 PUMP UID=P1102A-B FEED TOPPA-OUT PRODUCT M=FROM-P1102 OPERATION EFF=85, PRESSURE=8.8 HX UID=E1112 HOT FEED=FROM-P1102, M=TOPPA-RETURN, DP=0.7 OPER HTEMP=71.7 PUMP UID=P1115AB FEED TO-P1115 PRODUCT M=LPG OPERATION EFF=85, PRESSURE=23.5 HX UID=E1110 HOT FEED=PA3-TO-E1110, M=PA3-RETURN, DP=0.7 OPER DUTY=2.8 CALCULATOR UID=CA1 RESULT 1,OVERFLASH/2,GAP NAPHTHA-KER/3,GAP KER-LGO/ & 4,OVERLAP LGO-HGO DEFINE P(1) AS COLUMN=T1101, TRAY=25, RATE(WT,KG/H), PHASE=L, & WET, DIVIDE, STREAM=CR-TO-T1101, RATE(WT,KG/H),TOTAL, & WET DEFINE P(2) AS STREAM=KEROSEN, D86(5,C), MINUS, & STREAM=FULL-NAPHTHA, D86(95,C) DEFINE P(3) AS STREAM=LGO, D86(5,C), MINUS, STREAM=KEROSEN, & D86(95,C) DEFINE P(4) AS STREAM=HGO, D86(5,C), MINUS, STREAM=LGO, & D86(95,C) PROCEDURE R(1)=P(1) R(2)=P(2) R(3)=P(3) R(4)=P(4) RETURNEND


$ Generated by PRO/II Keyword Generation System <version 8.1>$ Generated on: Mon May 30 20:07:06 2011TITLE DIMENSION METRIC, PRES=KG/CMG, DUTY=WATT, STDTEMP=0, STDPRES=0 SEQUENCE SIMSCI CALCULATION RVPBASIS=APIN, TVP=37.778COMPONENT DATA



LIBID 1,H2O/2,ETHANE/3,PROPANE/4,IBUTANE/5,BUTANE/6,IPENTANE/ & 7,PENTANE/8,22DMPR/9,CP/10,22MB/11,23MB/12,2MP/13,3MP/ & 14,C6H14, BANK=PROCESS,SIMSCI ASSAY CONVERSION=API94, CURVEFIT=IMPROVED, KVRECONCILE=TAILSTHERMODYNAMIC DATA METHOD SYSTEM=GS, TRANSPORT=PETR, SET=GS01, DEFAULT WATER DECANT=OFF METHOD SYSTEM=GS, TRANSPORT=NONE, SET=GS02STREAM DATA PROPERTY STREAM=CRUDE, TEMPERATURE=354, PRESSURE=2.3, PHASE=M, & RATE(WT)=937501, ASSAY=WT TBP STREAM=CRUDE, DATA=5,94/10,125/20,195/30,253/40,303/50,356/ & 60,403/70,446/80,505, TEMP=C API STREAM=CRUDE, AVERAGE=39.5 LIGHTEND STREAM=CRUDE, COMPOSITION(WT)=2,4.7E-5/3,0.001715/ & 4,0.002361/5,0.006263/6,0.004351/7,0.006754/8,2.6E-5/ & 9,0.000532/10,0.000218/11,0.000536/12,0.004041/13,0.002202/ & 14,0.008407, PERCENT(WT)=3.75, NORMALIZE PROPERTY STREAM=STEAM1, TEMPERATURE=355, PRESSURE=3.85, PHASE=M, & RATE(WT)=12000, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=STEAM2, TEMPERATURE=355, PRESSURE=3.85, PHASE=M, & RATE(WT)=6999.98, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=STEAM3, TEMPERATURE=355, PRESSURE=3.85, PHASE=M, & RATE(WT)=1300, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=WATER1, TEMPERATURE=61, PRESSURE=16, PHASE=M, & RATE(LV)=0.600001, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=WATER2, TEMPERATURE=136, PRESSURE=10.5, PHASE=M, & RATE(LV)=44.8999, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=CRUDE-FEED, TEMPERATURE=60, PRESSURE=0.2, & REFSTREAM=CRUDE, RATE(WT)=937501 NAME CRUDE,FEEDUNIT OPERATIONS PUMP UID=BOOSTERPUMP FEED CRUDE-FEED PRODUCT M=CR-TO-M1 OPERATION EFF=75, PRESSURE=16 MIXER UID=MIXER-1 FEED WATER1,CR-TO-M1 PRODUCT M=CR-TO-SP1 SPLITTER UID=SPLITTER-1 FEED CR-TO-SP1 PRODUCT M=CR-TO-E1101, M=CR-TO-E1102 OPERATION OPTION=FILL SPEC STREAM=CR-TO-E1101, RATE(LV,M3/H),TOTAL,WET, VALUE=768.5 COLUMN UID=T1101, NAME=CDU PARAMETER TRAY=39,IO FEED STEAM1,39/KER-V,12/LGO-V,19/HGO-V,27/CR-TO-T1101,35 PRODUCT LDRAW(WT)=KER1,15,62906, LDRAW(WT)=LGO1,21,251625, & LDRAW(WT)=HGO1,29,75281, OVHD(LV)=TOPPING, & BTMS(WT)=RESIDUE,439690, SUPERSEDE=ON DUTY 1,1,-20.9,TOP-PAH DUTY 2,12,-9,PAH1 DUTY 3,19,-31,PAH2



DUTY 4,27,-4.925,PAH3 PA NAME=TOP-PA, FROM=4, TO=1, PHASE=L, DNAME=TOP-PAH, & TEMP=71.7 PA NAME=PA1, FROM=15, TO=12, PHASE=L, DNAME=PAH1, & RATE(LV)=360 PA NAME=PA2, FROM=21, TO=19, PHASE=L, DNAME=PAH2, & RATE(LV)=529.999 PA NAME=PA3, FROM=29, TO=27, PHASE=L, DNAME=PAH3, & RATE(LV)=218.8 PRINT COMPOSITION=WT, PROPTABLE=BRIEF, RECOVERY ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=112, BTEMP=330 TEMPERATURE 1,112/29,330 PRESSURE 1,0.999995/39,2.2 SPEC ID=COL1SPEC1, TRAY=1, TEMPERATURE(C), VALUE=112 SPEC ID=COL1SPEC2, STREAM=HGO, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=68438 SPEC ID=COL1SPEC3, STREAM=LGO, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=228750 SPEC ID=COL1SPEC4, STREAM=KEROSEN, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=57188 SPEC(CHANGE) STREAM=RESIDUE, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=439690 VARY DNAME=TOP-PAH VARY DRAW=KER1,LGO1,HGO1 TFLOW PA(L)=PA1-OUT,15,12/PA2-OUT,21,19/PA3-OUT,29,27/ & TOPPA-OUT,4,1 METHOD SET=GS01 SIDESTRIPPER UID=T1102, NAME=KER SIDE STRIPPER PARAMETER TRAY=9,IO FEED KER1,1 PRODUCT OVHD(LV)=KER-V, BTMS(WT)=KEROSEN,57188.2, & SUPERSEDE=ON DUTY 1,9,2.8,REBOILER PSPEC PTOP=1.2, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=185, BTEMP=220 TEMPERATURE 1,185/6,220 REBOILER TYPE=KETTLE METHOD SET=GS01 SIDESTRIPPER UID=T1103, NAME=LGO SIDE STRIPPER PARAMETER TRAY=5,IO FEED LGO1,1/STEAM2,5 PRODUCT OVHD(LV)=LGO-V, BTMS(WT)=LGO,228750, SUPERSEDE=ON PSPEC PTOP=1.1, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=232, BTEMP=235 TEMPERATURE 1,232/4,235 METHOD SET=GS01 SIDESTRIPPER UID=T1104, NAME=HGO SIDE STRIPPER PARAMETER TRAY=5,IO FEED HGO1,1/STEAM3,5 PRODUCT OVHD(LV)=HGO-V, BTMS(WT)=HGO,68438.2, SUPERSEDE=ON PSPEC PTOP=1.2, DPCOLUMN=0.1



PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=315, BTEMP=318 TEMPERATURE 1,315/4,318 METHOD SET=GS01 PUMP UID=P1103A-B FEED PA1-OUT PRODUCT M=FROM-P1103 OPERATION EFF=85, PRESSURE=10 HX UID=E1102 HOT FEED=FROM-P1103, M=PA1-RETURN, DP=0.7 COLD FEED=CR-TO-E1102, M=CR-TO-E1104, DP=1 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=108 PUMP UID=P1104A-B FEED PA2-OUT PRODUCT M=FROM-P1104 OPERATION EFF=85, PRESSURE=9.2 PUMP UID=P1106A-B FEED RESIDUE PRODUCT M=RA-FR-P1106 OPERATION EFF=85, PRESSURE=23.7 PUMP UID=P1105A-B FEED PA3-OUT PRODUCT M=FROM-P1105 OPERATION EFF=85, PRESSURE=8.8 HX UID=E1107 HOT FEED=HGO, M=HGO-TO-E1104, DP=0.1 COLD FEED=CR-TO-E1107, M=CR-TO-E1109, DP=0.7 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=260 HX UID=E1109 HOT FEED=FROM-P1105, M=PA3-TO-E1110, DP=0.7 COLD FEED=CR-TO-E1109, M=CR-TO-E1134, DP=0.7 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=266 HX UID=E1134A-B HOT FEED=RA-FR-P1106, M=RA-FR-E1134, DP=0.5 COLD FEED=CR-TO-E1134, M=CR-FR-E1134, DP=0.5 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=278 HX UID=E1104 HOT FEED=HGO-TO-E1104, M=HGO-TO-T1106, DP=0.5 COLD FEED=CR-TO-E1104, M=CR-FR-E1104, DP=1 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=130 HX UID=E1103A-B HOT FEED=LGO, M=LGO-TO-T1105, DP=0.5 COLD FEED=CR-TO-E1103, M=CR-FR-E1103, DP=1 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=143 MIXER UID=MIXER-2 FEED CR-FR-E1103,CR-FR-E1104 PRODUCT M=CR-TO-DESAL



FLASH UID=DESALTER FEED CR-TO-DESAL,WATER2 PRODUCT V=TO-SC1 ISO TEMPERATURE=136, PRESSURE=10.5 STCALCULATOR UID=SC1 FEED TO-SC1 OVHD M=CR-TO-P1101, TEMPERATURE=136 BTMS M=WATER-OUT FOVHD(M) 2,52,1 FBTMS(M) 1,1,1 OPERATION STOP=ZERO PUMP UID=P1101A-B FEED CR-TO-P1101 PRODUCT M=CR-FR-P1101 OPERATION EFF=85, PRESSURE=29 SPLITTER UID=SPLITTER-2 FEED CR-FR-P1101 PRODUCT M=CR-TO-VALVE1, M=CR-TO-VALVE2 OPERATION OPTION=FILL SPEC STREAM=CR-TO-VALVE1, RATE(LV,M3/H),TOTAL,WET, VALUE=639.2 VALVE UID=VALVE1 FEED CR-TO-VALVE1 PRODUCT M=CR-TO-E1106 OPERATION DP=6.2 HX UID=E1106A-F HOT FEED=FROM-P1104, M=PA2-RETURN, DP=1 COLD FEED=CR-TO-E1106, M=CR-TO-E1108, DP=2.4 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=222 HX UID=E1108A-D HOT FEED=RA-FR-E1134, M=RA-FR-E1108, DP=2 COLD FEED=CR-TO-E1108, M=CR-FR-E1108, DP=1.4 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=265 MIXER UID=MIXER-3 FEED CR-FR-E1108,CR-FR-E1134 PRODUCT M=CR-TO-VALVE3 OPERATION PRESSURE=19 VALVE UID=VALVE3 FEED CR-TO-VALVE3 PRODUCT M=CR-TO-HEATER OPERATION PRESSURE=15 HX UID=H1101 COLD FEED=CR-TO-HEATER, M=CR-TO-T1101, DP=12.7 OPER CTEMP=354 VALVE UID=VALVE2 FEED CR-TO-VALVE2 PRODUCT M=CR-TO-E1105 OPERATION DP=4.6 HX UID=E1105A-J HOT FEED=RA-FR-E1108, M=RA-TO-E1101, DP=4 COLD FEED=CR-TO-E1105, M=CR-TO-E1107, DP=3.5 CONFIGURE COUNTER



OPER CTEMP=250 HX UID=E1101A-H HOT FEED=RA-TO-E1101, M=RATO-RUNDOWN, DP=2 COLD FEED=CR-TO-E1101, M=CR-TO-E1103, DP=2 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=112 HX UID=E1111 HOT FEED=TOPPING, M=OVHNAPHTHA, METH=GS01 OPER HTEMP=45 FLASH UID=D1103 FEED OVHNAPHTHA PRODUCT L=TO-P1110, W=SW-TO-D1106, V=OG-TO-RFCC ISO TEMPERATURE=45, PRESSURE=0.98 METHOD SET=GS02 PUMP UID=P1110A-B FEED TO-P1110 PRODUCT M=TO-SP3 OPERATION EFF=85, PRESSURE=14 SPLITTER UID=SPLITTER-3 FEED TO-SP3 PRODUCT M=TO-E1118, M=BYPASS OPERATION OPTION=FILL SPEC STREAM=BYPASS, RATE(LV,M3/H),TOTAL,WET, VALUE=0 MIXER UID=MIXER-4 FEED TO-T1107,BYPASS PRODUCT M=FEED-T1107 COLUMN UID=T1107 PARAMETER TRAY=28,IO FEED FEED-T1107,14 PRODUCT BTMS(LV)=FULL-NAPHTHA,188.34, OVHD(GV)=OFFGAS, & LDRAW(LV)=TO-P1115,1,14.04, WATER(LV)=SW-TO-D1103,1, & SUPERSEDE=ON CONDENSER TYPE=MIX, PRESSURE=7.4, TEST=43 DUTY 1,1,-3.631,CONDENSER DUTY 2,28,7.983,REBOILER PSPEC PTOP=7.8, DPCOLUMN=0.2 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, RRATIO=3, CTEMP=43 SPEC ID=COL2SPEC1, TRAY=1, TEMPERATURE(C), VALUE=43 SPEC ID=COL2SPEC2, REFLUX(LV,M3/H), VALUE=42.2 VARY DNAME=CONDENSER,REBOILER REBOILER TYPE=KETTLE METHOD SET=GS02,1/GS01,28 HX UID=E1118A-B HOT FEED=FULL-NAPHTHA, M=NA-TO-E1126, DP=1.4 COLD FEED=TO-E1118, M=TO-T1107, DP=1.4 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=121 HX UID=E1126 HOT FEED=NA-TO-E1126, M=NA-TO-NHT-TK, DP=0.7 OPER HTEMP=50 PUMP UID=P1102A-B FEED TOPPA-OUT



PRODUCT M=FROM-P1102 OPERATION EFF=85, PRESSURE=8.8 HX UID=E1112 HOT FEED=FROM-P1102, M=TOPPA-RETURN, DP=0.7 OPER HTEMP=71.7 PUMP UID=P1115AB FEED TO-P1115 PRODUCT M=LPG OPERATION EFF=85, PRESSURE=23.5 HX UID=E1110 HOT FEED=PA3-TO-E1110, M=PA3-RETURN, DP=0.7 OPER DUTY=2.8 CALCULATOR UID=CA1 RESULT 1,OVERFLASH/2,GAP NAPHTHA-KER/3,GAP KER-LGO/ & 4,OVERLAP LGO-HGO DEFINE P(1) AS COLUMN=T1101, TRAY=34, RATE(WT,KG/H), PHASE=L, & WET, DIVIDE, STREAM=CR-TO-T1101, RATE(WT,KG/H),TOTAL, & WET DEFINE P(2) AS STREAM=KEROSEN, D86(5,C), MINUS, & STREAM=FULL-NAPHTHA, D86(95,C) DEFINE P(3) AS STREAM=LGO, D86(5,C), MINUS, STREAM=KEROSEN, & D86(95,C) DEFINE P(4) AS STREAM=HGO, D86(5,C), MINUS, STREAM=LGO, & D86(95,C) PROCEDURE R(1)=P(1) R(2)=P(2) R(3)=P(3) R(4)=P(4) RETURNEND


$ Generated by PRO/II Keyword Generation System <version 8.1>$ Generated on: Mon May 30 20:12:44 2011TITLE DIMENSION METRIC, PRES=KG/CMG, DUTY=WATT, STDTEMP=0, STDPRES=0 SEQUENCE SIMSCI CALCULATION RVPBASIS=APIN, TVP=37.778COMPONENT DATA LIBID 1,H2O/2,ETHANE/3,PROPANE/4,IBUTANE/5,BUTANE/6,IPENTANE/ & 7,PENTANE/8,22DMPR/9,CP/10,22MB/11,23MB/12,2MP/13,3MP/ & 14,C6H14, BANK=PROCESS,SIMSCI ASSAY CONVERSION=API94, CURVEFIT=IMPROVED, KVRECONCILE=TAILSTHERMODYNAMIC DATA METHOD SYSTEM=GS, TRANSPORT=PETR, SET=GS01, DEFAULT WATER DECANT=OFF METHOD SYSTEM=GS, TRANSPORT=NONE, SET=GS02STREAM DATA PROPERTY STREAM=CRUDE, TEMPERATURE=354, PRESSURE=2.3, PHASE=M, & RATE(WT)=937501, ASSAY=WT TBP STREAM=CRUDE, DATA=5,94/10,125/20,195/30,253/40,303/50,356/ &



60,403/70,446/80,505, TEMP=C API STREAM=CRUDE, AVERAGE=39.5 LIGHTEND STREAM=CRUDE, COMPOSITION(WT)=2,4.7E-5/3,0.001715/ & 4,0.002361/5,0.006263/6,0.004351/7,0.006754/8,2.6E-5/ & 9,0.000532/10,0.000218/11,0.000536/12,0.004041/13,0.002202/ & 14,0.008407, PERCENT(WT)=3.75, NORMALIZE PROPERTY STREAM=STEAM1, TEMPERATURE=355, PRESSURE=3.85, PHASE=M, & RATE(WT)=12000, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=STEAM2, TEMPERATURE=355, PRESSURE=3.85, PHASE=M, & RATE(WT)=6999.98, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=STEAM3, TEMPERATURE=355, PRESSURE=3.85, PHASE=M, & RATE(WT)=1300, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=WATER1, TEMPERATURE=61, PRESSURE=16, PHASE=M, & RATE(LV)=0.600001, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=WATER2, TEMPERATURE=136, PRESSURE=10.5, PHASE=M, & RATE(LV)=44.8999, COMPOSITION(M)=1,1, NORMALIZE PROPERTY STREAM=CRUDE-FEED, TEMPERATURE=60, PRESSURE=0.2, & REFSTREAM=CRUDE, RATE(WT)=937501 NAME CRUDE,FEEDUNIT OPERATIONS PUMP UID=BOOSTERPUMP FEED CRUDE-FEED PRODUCT M=CR-TO-M1 OPERATION EFF=75, PRESSURE=16 MIXER UID=MIXER-1 FEED WATER1,CR-TO-M1 PRODUCT M=CR-TO-SP1 SPLITTER UID=SPLITTER-1 FEED CR-TO-SP1 PRODUCT M=CR-TO-E1101, M=CR-TO-E1102 OPERATION OPTION=FILL SPEC STREAM=CR-TO-E1101, RATE(LV,M3/H),TOTAL,WET, VALUE=768.5 COLUMN UID=T1101, NAME=CDU PARAMETER TRAY=34,IO FEED STEAM1,34/KER-V,12/LGO-V,17/HGO-V,24/CR-TO-T1101,30 PRODUCT LDRAW(WT)=KER1,15,62906, LDRAW(WT)=LGO1,19,251625, & LDRAW(WT)=HGO1,26,75281, OVHD(LV)=TOPPING, & BTMS(WT)=RESIDUE,439690, SUPERSEDE=ON DUTY 1,1,-20.9,TOP-PAH DUTY 2,12,-9,PAH1 DUTY 3,17,-31,PAH2 DUTY 4,24,-4.925,PAH3 PA NAME=TOP-PA, FROM=4, TO=1, PHASE=L, DNAME=TOP-PAH, & TEMP=71.7 PA NAME=PA1, FROM=15, TO=12, PHASE=L, DNAME=PAH1, & RATE(LV)=360 PA NAME=PA2, FROM=19, TO=17, PHASE=L, DNAME=PAH2, & RATE(LV)=529.999 PA NAME=PA3, FROM=26, TO=24, PHASE=L, DNAME=PAH3, & RATE(LV)=218.8 PRINT COMPOSITION=WT, PROPTABLE=BRIEF, RECOVERY ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=112, BTEMP=330 TEMPERATURE 1,112/29,330



PRESSURE 1,0.999995/34,2.2 SPEC ID=COL1SPEC1, TRAY=1, TEMPERATURE(C), VALUE=112 SPEC ID=COL1SPEC2, STREAM=HGO, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=68438 SPEC ID=COL1SPEC3, STREAM=LGO, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=228750 SPEC ID=COL1SPEC4, STREAM=KEROSEN, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=57188 SPEC(CHANGE) STREAM=RESIDUE, RATE(WT,KG/H),TOTAL,WET, & VALUE=439690 VARY DNAME=TOP-PAH VARY DRAW=KER1,LGO1,HGO1 TSIZE SECTION(1)=1,34,VALVE, SF=0.9, DMIN=381, FF=80 TFLOW PA(L)=PA2-OUT,19,17/PA1-OUT,15,12/TOPPA-OUT,4,1/ & PA3-OUT,26,24 METHOD SET=GS01 SIDESTRIPPER UID=T1102, NAME=KER SIDE STRIPPER PARAMETER TRAY=8,IO FEED KER1,1 PRODUCT OVHD(LV)=KER-V, BTMS(WT)=KEROSEN,57188.2, & SUPERSEDE=ON DUTY 1,8,2.8,REBOILER PSPEC PTOP=1.2, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=185, BTEMP=220 TEMPERATURE 1,185/6,220 REBOILER TYPE=KETTLE METHOD SET=GS01 SIDESTRIPPER UID=T1103, NAME=LGO SIDE STRIPPER PARAMETER TRAY=4,IO FEED LGO1,1/STEAM2,4 PRODUCT OVHD(LV)=LGO-V, BTMS(WT)=LGO,228750, SUPERSEDE=ON PSPEC PTOP=1.1, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=232, BTEMP=235 TEMPERATURE 1,232/4,235 METHOD SET=GS01 SIDESTRIPPER UID=T1104, NAME=HGO SIDE STRIPPER PARAMETER TRAY=4,IO FEED HGO1,1/STEAM3,4 PRODUCT OVHD(LV)=HGO-V, BTMS(WT)=HGO,68438.2, SUPERSEDE=ON PSPEC PTOP=1.2, DPCOLUMN=0.1 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, TTEMP=315, BTEMP=318 TEMPERATURE 1,315/4,318 METHOD SET=GS01 PUMP UID=P1103A-B FEED PA1-OUT PRODUCT M=FROM-P1103 OPERATION EFF=85, PRESSURE=10 HX UID=E1102 HOT FEED=FROM-P1103, M=PA1-RETURN, DP=0.7 COLD FEED=CR-TO-E1102, M=CR-TO-E1104, DP=1



CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=108 PUMP UID=P1104A-B FEED PA2-OUT PRODUCT M=FROM-P1104 OPERATION EFF=85, PRESSURE=9.2 PUMP UID=P1106A-B FEED RESIDUE PRODUCT M=RA-FR-P1106 OPERATION EFF=85, PRESSURE=23.7 PUMP UID=P1105A-B FEED PA3-OUT PRODUCT M=FROM-P1105 OPERATION EFF=85, PRESSURE=8.8 HX UID=E1107 HOT FEED=HGO, M=HGO-TO-E1104, DP=0.1 COLD FEED=CR-TO-E1107, M=CR-TO-E1109, DP=0.7 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=260 HX UID=E1109 HOT FEED=FROM-P1105, M=PA3-TO-E1110, DP=0.7 COLD FEED=CR-TO-E1109, M=CR-TO-E1134, DP=0.7 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=266 HX UID=E1134A-B HOT FEED=RA-FR-P1106, M=RA-FR-E1134, DP=0.5 COLD FEED=CR-TO-E1134, M=CR-FR-E1134, DP=0.5 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=278 HX UID=E1104 HOT FEED=HGO-TO-E1104, M=HGO-TO-T1106, DP=0.5 COLD FEED=CR-TO-E1104, M=CR-FR-E1104, DP=1 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=130 HX UID=E1103A-B HOT FEED=LGO, M=LGO-TO-T1105, DP=0.5 COLD FEED=CR-TO-E1103, M=CR-FR-E1103, DP=1 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=143 MIXER UID=MIXER-2 FEED CR-FR-E1103,CR-FR-E1104 PRODUCT M=CR-TO-DESAL FLASH UID=DESALTER FEED CR-TO-DESAL,WATER2 PRODUCT V=TO-SC1 ISO TEMPERATURE=136, PRESSURE=10.5 STCALCULATOR UID=SC1 FEED TO-SC1 OVHD M=CR-TO-P1101, TEMPERATURE=136 BTMS M=WATER-OUT FOVHD(M) 2,52,1 FBTMS(M) 1,1,1 OPERATION STOP=ZERO



PUMP UID=P1101A-B FEED CR-TO-P1101 PRODUCT M=CR-FR-P1101 OPERATION EFF=85, PRESSURE=29 SPLITTER UID=SPLITTER-2 FEED CR-FR-P1101 PRODUCT M=CR-TO-VALVE1, M=CR-TO-VALVE2 OPERATION OPTION=FILL SPEC STREAM=CR-TO-VALVE1, RATE(LV,M3/H),TOTAL,WET, VALUE=639.2 VALVE UID=VALVE1 FEED CR-TO-VALVE1 PRODUCT M=CR-TO-E1106 OPERATION DP=6.2 HX UID=E1106A-F HOT FEED=FROM-P1104, M=PA2-RETURN, DP=1 COLD FEED=CR-TO-E1106, M=CR-TO-E1108, DP=2.4 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=222 HX UID=E1108A-D HOT FEED=RA-FR-E1134, M=RA-FR-E1108, DP=2 COLD FEED=CR-TO-E1108, M=CR-FR-E1108, DP=1.4 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=265 MIXER UID=MIXER-3 FEED CR-FR-E1108,CR-FR-E1134 PRODUCT M=CR-TO-VALVE3 OPERATION PRESSURE=19 VALVE UID=VALVE3 FEED CR-TO-VALVE3 PRODUCT M=CR-TO-HEATER OPERATION PRESSURE=15 HX UID=H1101 COLD FEED=CR-TO-HEATER, M=CR-TO-T1101, DP=12.7 OPER CTEMP=354 VALVE UID=VALVE2 FEED CR-TO-VALVE2 PRODUCT M=CR-TO-E1105 OPERATION DP=4.6 HX UID=E1105A-J HOT FEED=RA-FR-E1108, M=RA-TO-E1101, DP=4 COLD FEED=CR-TO-E1105, M=CR-TO-E1107, DP=3.5 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=250 HX UID=E1101A-H HOT FEED=RA-TO-E1101, M=RATO-RUNDOWN, DP=2 COLD FEED=CR-TO-E1101, M=CR-TO-E1103, DP=2 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=112 HX UID=E1111 HOT FEED=TOPPING, M=OVHNAPHTHA, METH=GS01 OPER HTEMP=45 FLASH UID=D1103 FEED OVHNAPHTHA



PRODUCT L=TO-P1110, W=SW-TO-D1106, V=OG-TO-RFCC ISO TEMPERATURE=45, PRESSURE=0.98 METHOD SET=GS02 PUMP UID=P1110A-B FEED TO-P1110 PRODUCT M=TO-SP3 OPERATION EFF=85, PRESSURE=14 SPLITTER UID=SPLITTER-3 FEED TO-SP3 PRODUCT M=TO-E1118, M=BYPASS OPERATION OPTION=FILL SPEC STREAM=BYPASS, RATE(LV,M3/H),TOTAL,WET, VALUE=0 MIXER UID=MIXER-4 FEED TO-T1107,BYPASS PRODUCT M=FEED-T1107 COLUMN UID=T1107 PARAMETER TRAY=25,IO FEED FEED-T1107,13 PRODUCT BTMS(LV)=FULL-NAPHTHA,188.34, OVHD(GV)=OFFGAS, & LDRAW(LV)=TO-P1115,1,14.04, WATER(LV)=SW-TO-D1103,1, & SUPERSEDE=ON CONDENSER TYPE=MIX, PRESSURE=7.4, TEST=43 DUTY 1,1,-3.631,CONDENSER DUTY 2,25,7.983,REBOILER PSPEC PTOP=7.8, DPCOLUMN=0.2 PRINT PROPTABLE=PART ESTIMATE MODEL=SIMPLE, RRATIO=3, CTEMP=43 SPEC ID=COL2SPEC1, TRAY=1, TEMPERATURE(C), VALUE=43 SPEC ID=COL2SPEC2, REFLUX(LV,M3/H), VALUE=42.2 VARY DNAME=CONDENSER,REBOILER REBOILER TYPE=KETTLE METHOD SET=GS02,1/GS01,25 HX UID=E1118A-B HOT FEED=FULL-NAPHTHA, M=NA-TO-E1126, DP=1.4 COLD FEED=TO-E1118, M=TO-T1107, DP=1.4 CONFIGURE COUNTER OPER CTEMP=121 HX UID=E1126 HOT FEED=NA-TO-E1126, M=NA-TO-NHT-TK, DP=0.7 OPER HTEMP=50 PUMP UID=P1102A-B FEED TOPPA-OUT PRODUCT M=FROM-P1102 OPERATION EFF=85, PRESSURE=8.8 HX UID=E1112 HOT FEED=FROM-P1102, M=TOPPA-RETURN, DP=0.7 OPER HTEMP=71.7 PUMP UID=P1115AB FEED TO-P1115 PRODUCT M=LPG OPERATION EFF=85, PRESSURE=23.5 HX UID=E1110 HOT FEED=PA3-TO-E1110, M=PA3-RETURN, DP=0.7



OPER DUTY=2.8 CALCULATOR UID=CA1 RESULT 1,OVERFLASH/2,GAP NAPHTHA-KER/3,GAP KER-LGO/ & 4,OVERLAP LGO-HGO DEFINE P(1) AS COLUMN=T1101, TRAY=29, RATE(WT,KG/H), PHASE=L, & WET, DIVIDE, STREAM=CR-TO-T1101, RATE(WT,KG/H),TOTAL, & WET DEFINE P(2) AS STREAM=KEROSEN, D86(5,C), MINUS, & STREAM=FULL-NAPHTHA, D86(95,C) DEFINE P(3) AS STREAM=LGO, D86(5,C), MINUS, STREAM=KEROSEN, & D86(95,C) DEFINE P(4) AS STREAM=HGO, D86(5,C), MINUS, STREAM=LGO, & D86(95,C) PROCEDURE R(1)=P(1) R(2)=P(2) R(3)=P(3) R(4)=P(4) RETURNEND
















Documents

Mo p hong cdu bang pro ii