Báo cáo thực tập tốt nghiệp dây chuyền công nghệ UOP CCR nhà máy lọc dầu dung quất

Báo cáo thực tập tốt nghiệp dây chuyền công nghệ UOP CCR nhà máy lọc dầu dung quất

LỜI MỞ ĐẦU

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

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

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

Chương 1:

GIỚI THIỆU CHUNG VỀ NHÀ MÁY LỌC DẦU BÌNH SƠN

1.1.1 Giai đoạn 1977-1991

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

- Thanh Hóa do Công ty Beicip của Pháp trên cơ sở nguồn tài trợ từ quỹ UNICO,với công suất 6 triệu tấn/năm

Nhưng đến năm 1979 dự án bị dừng lại do gặp khó khăn về nguồn vốn.Năm 1980 Việt nam hợp tác vói Liên Xô hai bên quyết định chọn Tuy Hạ- LongThành - Đồng Nai làm nơi đặt dự án liên hợp lọc hóa dầu

Đầu năm 1990, tuy đã tiến hành san lấp 3000 ha mặt bằng nhưng do sự thayđổi tình hình chính trị và thể chế của Liên Xô nên dự án lại không thể tiếp tục

1.1.2 Giai đoạn 1992-1996

Sau khi dự án Khu Liên hợp lọc - hóa dầu tại thành Tuy Hạ gặp trở ngại,việc tiếp tục chuẩn bị xây dựng NMLD đầu tiên của Việt Nam được Chính phủ chỉđạo khẩn trương hơn Công tác khảo sát và nghiên cứu lựa chọn địa điểm xây dựngnhà máy được tiến hành tại nhiều khu vực dọc bờ biển Việt Nam

Năm 1992, Chính phủ chủ trương mời một số đối tác nước ngoài liên doanhđầu tư xây dựng nhà máy lọc dầu, trong đó có Liên doanhPetrovietnam/Total/CPC/CIDC do Total (Pháp) đứng đầu; CPC (ChinesePetroleum Corp) và CIDC (Chinese Investment Development Corp) của Đài Loan(Trung Quốc) Total đề xuất địa điểm xây dựng NMLD tại Long Sơn, tỉnh Bà Rịa -Vũng Tàu

Tháng 2-1994, Tổng công ty Dầu khí Việt nam(PV) cùng các đối tác trên dựkiến đặt nhà máy tại Đầm Môn – Văn Phong – Khánh Hòa

Cũng trong năm 1994, sau những khảo sát tình hình địa chất, địa hình các dự ánxây dựng nhà máy lọc dầu số 1 được dự kiến đặt tại:

Sau khi đưa ra các địa điểm đặt nhà máy các nhà chức trách bắt đầu phântích các ưu nhược điểm của từng địa điểm;

Ngày 9 – 11 – 1994 Thủ Tướng Chính Phủ Võ Văn Kiệt quyết định chọn DungQuất– Quảng Ngãi làm địa điểm đặt nhà máy, vì những lý do sau:

Ngày 15/02/1996, Tổng công ty Dầu khí và các đối tác nước ngoài là LG(Hàn Quốc), Stone & Webster (Mỹ), Petronas (Malaysia), Conoco (Mỹ), CPC vàCIDC (Đài Loan) đã ký tắt thỏa thuận lập Luận chứng khả thi chi tiết Nhà máy lọc

Ngày 05/03/1996, lễ ký chính thức thỏa thuận lập Luận chứng khả thi chi tiết Nhàmáy lọc dầu số I được tiến hành.

Đến cuối năm 1996 các đối tác nước ngoài xin rút khỏi dự án do không đượcphê chuẩn một số yêu cầu về kinh tế

1.1.3 Giai đoạn 1997-1998

Ngày 3- 1997, được sự đồng ý của Thủ tướng Chính phủ, để đảm bảo kháchquan và độ tin cậy của Luận chứng nghiên cứu khả thi, Tổng công ty dầu khí ViệtNam đã thuê Công ty Foster Wheeler Energy Limited (Anh) và UOP (Mỹ) làm tưvấn trong quá trình xây dựng Luận chứng

Ngày 10- 7-1997 Thủ tướng Chính phủ đã ra Quyết định phê duyệt dự ánNhà máy lọc dầu số I - Dung Quất theo hình thức Việt Nam tự đầu tư với công suấtchế biến 6,5 triệu tấn dầu thô/năm, tổng vốn đầu tư 1,5 tỷ USD, bao gồm cả chi phítài chính Tổng Công ty dầu khí Việt Nam được Chính phủ giao làm Chủ đầu tưcủa dự án

Ngày 08-01-1998, Lễ động thổ khởi công xây dựng Nhà máy lọc dầu số I đãđược tiến hành tại xã Bình Trị, huyện Bình Sơn, tỉnh Quảng Ngãi

Năm 1998, trong lúc PV đang triển khai dự án thì cuộc khủng hoảng kinh tếkhu vực châu Á diễn ra làm ảnh hưởng đến nền kinh tế của các nước trong khuvực, vì vậy việc huy động vốn thực hiện dự án gặp khó khăn Trước tình hình đó,Chính phủ đã quyết định chọn đối tác nước ngoài để đầu tư thực hiện dự án theohình thức liên doanh

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

số vấn đề quan trọng như việc thuê tư vấn quản lý dự án, quyết định sử dụng cácnhà thầu phụ, các nhà cung cấp thiết bị, phương án phân phối sản phẩm và một sốgiải pháp hoàn thiện cấu hình công nghệ, nâng cao chất lượng và chủng loại sảnphẩm của nhà máy v…v Nên phía Nga chấp thuận phương án rút khỏi dự án đểchuyển giao lại toàn bộ quyền lợi và nghĩa vụ của mình trong Liên doanh sang phíaViệt Nam

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

1.1.5 Giai đoạn 2003 đến 2005

Sau khi phía Nga rút khỏi Liên doanh Vieross, dự án xây dựng NMLD DungQuất trở lại với phương án tự đầu tư Ngày 12 tháng 02 năm 2003, Tổng công tydầu khí Việt Nam đã thành lập Ban QLDA NMLD Dung Quất để triển khai dự ánxây dựng NMLD theo phương án Việt Nam tự đầu tư

Ngày 17 – 5 – 2005 hợp đồng EPC 1+4(gồm công nghệ, hệ thống nhập dầuthô ) đã được ký kết giữa Petrovietnam và Tổ hợp nhà thầu Technip (Công

ty Technip France (Pháp), Technip Geoproduction (Malaysia), JGC (Nhật Bản),Tecnicas Reunidas (Tây Ban Nha) thực hiện, trong đó Technip France (Pháp) đứngđầu) Quá trình thực hiện dự án, tổng thầu Technip đã sử dụng hơn 100 nhà thầuphụ và nhà cung cấp thiết bị, dịch vụ của Việt Nam

Ngày 24-8-2005, Hợp đồng EPC 2+3 bao gồm khu bể chứa dầu thô, đườngống dẫn sản phẩm, khu bể chứa và cảng xuất sản phẩm được Petrovietnam ký kếtvới Tổ hợp nhà thầu Technip Tổng mức đầu tư của dự án theo Quyết định là 2,501

tỷ USD (chưa bao gồm chi phí tài chính)

Ngày 28-11-2005, Lễ khởi công các gói thầu EPC 1+2+3+4 được Tổ hợpNhà thầu Technip phối hợp với Petrovietnam tổ chức tại hiện trường xây dựng nhàmáy

1.1.6 Giai đoạn 2008 đến 2009

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

Đến ngày 30 – 11 – 2008 nhà máy đã đón chuyến tàu dầu thô đầu tiên đưavào chế biến.

1.1.7 Giai đoạn 2009 đến nay

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

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

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

Ngày 23 – 10 – 2009 các nhà thầu thông báo tất cả các phân xưởng kết nốivận hành thành công 14/14 phân xưởng

Ngày 14 – 7 – 2010 phân xưởng polypropylene cho ra hạt nhựa đầu tiên.Ngày 6 – 1 – 2011 lễ khánh thành nhà máy Lọc-Hóa dầu Bình Sơn

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

1.2.1 Giới thiệu các gói thầu trong Nhà máy.

Cả nhà máy chia làm 8 gói thầu, trong đó gói thầu số 6 là san lắp mặt bằng do thicông từ đầu nên đã bỏ

hàng rào nhà máy

bến xuất đường biển và đường bộ

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

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

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

và Bình Trị, huyện Bình Sơn, tỉnh Quảng Ngãi

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

Sơ đồ vị trí đặt nhà máy

Mặt bằng dự án gồm có 4 khu vực chính: các phân xưởng công nghệ và phụ trợ;khu bể chứa dầu thô; khu bể chứa sản phẩm cảng xuất sản phẩm; phao rót dầukhông bến và hệ thống lấy và xả nước biển Những khu vực này được nối với nhaubằng hệ thống ống với đường phụ liền kề

1.2.3 Công suất và nguyên liệu của nhà máy

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

Tuna, Champion

Chương 2:

GIỚI THIỆU KHÁI QUÁT VỀ CÁC PHÂN XƯỞNG CỦA NHÀ MÁY

2.1.1 Các phân xưởng trong Nhà máy

Phân xưởng công nghệ là phân xưởng quan trọng nhất trong các gói thầu, nóbao gồm 9 khu vực

Các khu vực được phân chia như sau:

Khu vực Các phân xưởng

19 – ARU : Tái sinh amin

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

22 – SRU : thu hồi lưu huỳnh

58 – ETP : khu xử lý nước thải

51 – Intermediate tankge: có 23 bể chứa trung gian

54 – Blending Unit: bộ phận phối trộn

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

56 – Slops oil: là nơi thu gom dầu thải từ các phân xưởng sau đó dùnglàm nguyên liệu cho quá trình CDU, RFCC

P3/Jetty

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

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

71 – Interconnecting pipleline P1 P3: có12 tuyến ống: 8 tuyến ốngdẫn sản phẩm và 4 tuyến ống phụ trợ, dài 7km

72 - Interconnecting pipleline P3 Jetty: có 15 tuyến ống: 10 tuyếnống dẫn sản phẩm, 5 tuyến ống phụ trợ dẫn dầu thải và nước dằn tàu,dài 3km

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

Biển

3240

58

17 15SS1(Trạm điện

36 3935

2.2 CÁC PHÂN XƯỞNG TRONG NHÀ MÁY

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

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

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

Nguyên liệu:

Sản phẩm:

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

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

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

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

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

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

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

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

tầng xúc tác cố định để khử các tạp chất Lưu huỳnh, Nitơ có trong FRN từ phânxưởng CDU, chuẩn bị nguyên liệu cho phân xưởng ISOM và CCR

Nguyên liệu:

(1) Naphtha: từ phân xưởng CDU;

(2) Hydro: từ phân xưởng CCR.

Sản phẩm:

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

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

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

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

chuyển hóa các Parafin trong nguyên liệu Naphtha nặng từ phân xưởng NHT thànhhợp chất thơm có chỉ số octane cao làm phối liệu pha trộn xăng

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

cầu Hydro trong nhà máy;

(3) LPG: phối trộn với các nguồn LPG khác trước khi được đưa sang bể chứa 2.1.4 Phân xưởng xử lý Kerosene (Unit 014 - KTU)

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

lượng Mercaptan, H2S, Naphthenic acide trong dòng Kerosene đến từ CDU đồngthời tách loại toàn bộ nước có trong Kerosene trước khi đưa sang bể chứa

Nguyên liệu:

Kerosene: từ phân xưởng CDU.

Sản phẩm:

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

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

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

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

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

Nguyên liệu:

Cặn chưng cất: từ phân xưởng CDU.

Sản phẩm:

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

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

sang phân xưởng thu hồi Propylene;

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

bể chứa trung gian để pha trộn xăng;

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

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

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

cho Nhà máy

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

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

lượng Mercaptan, H2S, COS, CO2 khỏi dòng LPG nguyên liệu đến từ Gas Plantcủa phân xưởng RFCC Quá trình trích ly được tiến hành trong hai thiết bị mắc nốitiếp trong đó dòng LPG và dòng kiềm di chuyển ngược chiều LPG đã xử lý đượcđưa sang phân xưởng thu hồi Propylene Kiềm thải được đưa sang phân xưởngtrung hòa kiềm thải (CNU)

Nguyên liệu:

LPG: từ Gas Plant của phân xưởng RFCC.

Sản phẩm:

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

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

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

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

ly giữa dòng RFCC Naphtha và dòng kiềm tuần hoàn Dòng Naphtha sản phẩmđược đưa vào bể chứa trung gian để pha trộn xăng Kiềm thải được đưa sang phânxưởng trung hòa kiềm thải (CNU)

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

Mục đích: Phân xưởng bao gồm một bình tách sơ bộ và hai tháp chưng cất có nhiệm vụ loại bỏ NH3 và H2S khỏi dòng nước chua thải ra từ các phân xưởng công nghệ trước khi nước thải được đưa đi xử lý ở phân xưởng xử lý nước thải

(ETP) Một phần nước chua sản phẩm của phân xưởng SWS được đưa về thiết bịtách muối trong phân xưởng CDU Khí chua được đưa về phân xưởng thu hồi lưuhuỳnh Khí chua từ bình tách sơ bộ được đưa đi đốt tại đuốc đốt khí chua

Nguyên liệu:

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

Sản phẩm:

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

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

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

phân xưởng RFCC và LCO HDT Amine bẩn được đưa vào bình ổn định, tại đâyxảy ra quá trình tách loại Hydrocacbon lỏng khí, trước khi vào tháp tái sinh Saukhi được loại bỏ khí chua, amine được đưa trở lại các tháp hấp thụ trong phânxưởng RFCC và LCO HDT Một phần dòng amine sạch này sẽ đi qua thiết bị lọc

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

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

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

-8 trước khi đưa sang xử lý ở phân xưởng xử lý nước thải Khí chua tạo thành đượcđốt ở Incinerator trong phân xưởng SRU

Nguyên liệu:

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

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

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

Sản phẩm:

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

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

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

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

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

dòng LPG đến từ phân xưởng LTU Propylene sản phẩm phải được làm sạch đếnphẩm cấp Propylene dùng cho hóa tổng hợp (99,6 % wt)

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

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

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

xử lý bằng công nghệ Claus để thu hồi Lưu huỳnh hoặc được đốt ở Incinerator.Lưu huỳnh sản phẩm ở trạng thái rắn và được xuất bán bằng xe tải

Nguyên liệu:

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

Sản phẩm:

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

2.1.13 Phân xưởng Isome hóa (Unit 023 - ISOM)

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

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

Nguyên liệu:

Naphtha nhẹ: từ phân xưởng NHT.

Sản phẩm:

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

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

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

chất như kim loại, Lưu huỳnh, Nitơ và oxy đồng thời làm bảo hòa các hợp chấtolefin trong nguyên liệu LCO

Do trong Nhà máy ưu tiên sử dụng khí nhiên liệu nên dầu nhiên liệu chỉđược sử dụng để bù cho phần còn thiếu của FG Vì vậy, nhu cầu tiêu thụ dầunhiên liệu là không ổn định.

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

2.1.16 Khu bể chứa trung gian – Unit 051

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

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

off-spec LPG;

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

Kerosene, LGO, HGO, HDT LCO;

2.1.17 Khu bể chứa sản phẩm – Unit 052

Khu bể chứa sản phẩm nằm cách Nhà máy 7 km về phía Bắc và cách cảngxuất sản phẩm 3 km Khu bể chứa sản phẩm được thiết kế để tiếp nhận, tồn chứa

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

Ngoài ra trong Khu bể chứa sản phẩm còn có hệ thống xử lý nước thải riêng,không chỉ có nhiệm vụ xử lý nước thải của khu vực này mà còn xử lý nước thải từKhu xuất xe bồn và nước dằn tàu nhận từ cảng xuất sản phẩm.

2.1.19 Phân xưởng pha trộn sản phẩm – Unit 054

Phân xưởng pha trộn sản phẩm bao gồm một số hệ thống độc lập để cungcấp các cấu tử pha trộn với lưu lượng được điều khiển đến các bộ trộn Từ các bộtrộn các sản phẩm đi vào các bể kiểm tra (hay đi đến bể chứa sản phẩm đối với sảnphẩm dầu FO)

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

2.1.20 Phân xưởng Dầu rửa – Unit 055

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

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

đường ống dầu rửa được kết nối tới các vị trí mà sản phẩm có hạt xúc tác hay cónhiệt độ đông đặc cao.

sau khi nhập dầu thô có nhiệt độ đông đặc cao

2.1.21 Phân xưởng dầu thải – Unit 056

Phân xưởng dầu thải được thiết kế để thu gom, tồn chứa và vận chuyển dầuthải đến các phân xưởng công nghệ để chế biến lại

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

xưởng CDU hoặc phân xưởng RFCC;

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

2.1.22 Khu bể chứa dầu thô – Unit 060

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

RFCC

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

2.1.23 Phao nhập dầu thô – Unit 082 (SPM)

Mục đích của phao nhập dầu thô là để cung cấp điểm neo cho tàu dầu thô vànhập dầu thô vào khu bể chứa dầu thô Phao SPM được đặt trong vịnh Việt Thanh

ở vị trí cách bờ khoảng 3,2km về phía đông với độ sâu mực nước khoảng 30m

Hệ thống SPM bao gồm: phao SPM, hệ thống ống góp dưới phao (Pipeline EndManifold – PLEM), các ống mềm trung gian, đường ống ngầm dưới đáy biển nốiPLEM với bể chứa dầu thô, bộ phận phóng và nhận dầu thô

Chương 3:

PHÂN XƯỞNG CCR3.1 UOP CCR Platforming

Nguyên liệu là phần nặng của Hydrotreated Heavy Naphtha (NHT) U12.Vớithành phần lưu huỳnh và nitơ nhỏ hơn 0.5ppm khối lượng.nhiệt độ của nguyên liệu

đi vào thiết bị phản ứng là 549oC với lưu lượng là 133255kg/h

Thành phần cất của nguyên liệu ảnh hưởng đến hiệu suất xăng, để đánh giáchất lượng nguyên liệu reforming xúc tác thông qua thành phần hoá học củanguyên liệu , hãng UOP đã đưa ra một chuẩn số tương quan KUOP được xác địnhtheo biểu thức sau :

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

N- hàm lượng % của naphten;

Ar- hàm lượng % của hydrocacbon thơm

Trong nguyên liệu reforming xúc tác , K UOP và đặc biệt là tổng số N+ 2Arthay đổi trong một khoảng rộng ( tổng N + 2Ar có thể từ 30 đến 80 ) Nếu KUOP =

10 thì nguyên liệu chứa nhiều hydrocacbon thơm hơn Nếu KUOP = 11 thì nguyênliệu chứa nhiều naphten và hydrocacbon thơm một vòng Còn nếu bằng 12 lànguyên liệu chứa một hỗn hợp bằng nhau giữa hydrocacbon vòng và hydrocacbonparafin , còn nếu bằng 13 thì nguyên liệu chứa chủ yếu là hydrocacbon parafin Như vậy,nếu KUOP thấp hay tổng số N + 2Ar trong nguyên liệu càng cao thìnguyên liệu càng chứa nhiều naphten và nguyên liệu đó càng thuận lợi để nhậnreformat có trị số octan cao

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

Bao gồm các phản ứng:

Ngoài ra trong điều kiện tiến hành quá trình reforming còn các phản ứng phụ, tuykhông làm ảnh nhiều đến cân bằng của phản ứng chính , nhưng lại ảnh hưởng lớnđến độ hoạt động và độ bền của xúc tác Đó là các phản ứng:

 Phản ứng phân huỷ và khử các hợp chất có chứa oxy, nitơ ,lưu huỳnh thànhH2S ,NH3 , H2O.

Olefin, diolefin với các hydrocacbon thơm , dẫn đến tạo thành hợp chất nhựa vàcốc bám trên bề mặt xúc tác

3.1.2.1 Phản ứng dehydrohóa naphten thành hydrocacbon thơm.

Phản ứng dehydrohóa là loại phản ứng chính để tạo ra hydrocacbon thơm.Phản ứng này xảy ra đối với naphten thường là xyclopentan và xyclohexan

(xyclopentan thường nhiều hơn xyclohexan), xyclohexan bị dehydro hóa trực tiếptạo ra hợp chất thơm

 CH3 CH3

Đây là phản ứng thu nhiệt mạnh Khi càng tăng nhiệt độ và giảm áp suất thìhiệu suất hydrocacbon thơm sẽ tăng lên Theo các số liệu và nghiên cứu cho thấy,việc tăng tỷ số H2/RH nguyên liệu có ảnh hưởng không nhiều đến cân bằng củaphản ứng dehydro hóa naphten và sự ảnh hưởng này có thể bù lại bằng việc tăngnhiệt độ của quá trình Khi hàm lượng hydrocacbon naphten trong nguyên liệu cao,quá trình reforming sẽ làm tăng rõ ràng hàm lượng của hydrocacbon thơm

3.1.2.2 Phản ứng dehydro vòng hoá n-parafin:

Phương trình tổng quát có dạng:

+ 3H2 (+50 KCal/mol)

Báo cáo th c t p t t nghi p ực tập tốt nghiệp ập tốt nghiệp ốt nghiệp ệp

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

Phản ứng dehydro vòng hoá n-parafin xảy ra khó hơn so với phản ứng củanaphten Chỉ ở nhiệt độ cao mới có thể nhận được hiệu suất hydrocacbon thơmđáng kể

3.1.2.3 Phản ứng Isomehoá:

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

a Phản ứng Isome hoá n-parafin :

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

Với thiết bị phản ứng reforming xúc tác ở điều kiện 5000C và xúc tácPt/Al2O3 , thì cân bằng đạt được trong vùng phản ứng của thiết bị như sau :

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

Các phản ứng này có vai trò quan trọng trong qúa trình reforming xúc tác vìVới các n - parafin nhẹ, sự isome hóa làm cải thiện trị số octan

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

Với các n - parafin cao hơn C5, phản ứng isomehóa dễ xảy ra, nhưng nó chỉlàm tăng không nhiều NO vì còn có mặt các n - parafin chưa biến đổi trong sảnphẩm phản ứng

VD: n - C7 có NO = 0; còn trimetylbutan có NO = 110 và hỗn hợp C7 ở điều kiệncân bằng của phản ứng isome hoá chỉ có NO = 55 Do đó mà phản ứng isome hóatốt nhất nên tiến hành với n - parafin nhẹ (C5 hoặc C6) vì khi đó sản phẩm có trị sốoctan cao hơn khi tiến hành isome hoá với n-parafin cao hơn

b Phản ứng dehyroisome hoá alxyl xyclopentan.

R R'

R

Hydrocacbon thơm cũng có thể bị hydrodealkyl hóa

+ H2  C6H6 + RH + Q = 12  13 Kcal/mol

Sản phẩm của quá trình là các hợp chất iso parafin chiếm phần chủ yếu và vìphản ứng cũng xảy ra theo cơ chế ioncacboni nên sản phẩm khí thường chứa nhiềuC3, C4 và C5, rất ít C1 và C2 Nhưng nếu tăng nhiệt độ cao hơn nữa thì sẽ tăng hàmlượng C1 và C2, vì lúc này tốc độ phản ứng hydrogenolyse sẽ cạnh tranh với tốc độphản ứng cracking xúc tác Khi đó metan sẽ được tạo ra với số lượng đáng kể Tácdụng của phản ứng này trong quá trình reforming là đã góp phần làm tăng NO chosản phẩm vì đã tạo ra nhiều iso parafin, làm giảm thể tích sản phẩm lỏng và giảmhiệu suất hydro

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

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

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

tỷ lệ H2/RH cao, sự tạo cốc phụ thuộc vào nhiều yếu tố như :nhiệt độ phản ứng , ápsuất hydro , độ nặng của nguyên liệu và chính là các hợp chất phi hydrocacbon ,

CH3S

S

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

Phản ứng hydrocracking tạo khí xảy ra khi tăng áp suất hydro có thể làm hạnchế phản ứng ngưng tụ và tạo cốc Tuy nhiên nếu áp suất hydro quá lớn , phản ứnghydrocracking lại xảy ra mạnh và cân bằng của phản ứng xyclohexan tạo thànhbenzen sẽ chuyển dịch về phía trái , tức là giảm bớt hàm lượng hydrocacbonthơm Vì thế để hạn chế sự tạo cốc , người Ta phải sử dụng áp suất hydro vừa đủsao cho cốc chỉ tạo ra 3-4% so với trọng lượng xúc tác trong khoảng thời gian từ 6tháng đến 1 năm , và các nhà sản xuất xúc tác phải chú ý điều khiển các chức hoạttính của xúc tác để góp phần điều khiển được quá trình tạo cốc của quá trìnhreforming

3.1.3 Sản phẩm

unit 37

Compound Make up hydrogen mole %

n-Pentane 0.05

C6+ 95.6

3.1.4 Dây chuyền công nghệ Flatforming.

Xem bản PFD đính kèm

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

Dòng nguyên liệu chủ yếu Naphtha sau khi được xử lý ở phân xưởngNaphtha Hydro Treater (NHT) và dòng khí hydro được tuần hoàn lại đi qua thiết bịtrao đổi nhiệt comnined feed exchanger (E-1302) để tăng nhiệt độ lên 481oC tiếptheo được đưa vào hệ thống gia nhiệt (gia nhiệt bằng fuel gas) lên nhiệt độ phảnứng là 549oC rồi đi vào thiết bị phản ứng thứ nhất (R-1301) ở đây xúc tác đi từtrên xuống tiếp xúc với dòng nguyên liệu thực hiện phản ứng trong thiết bị phảnứng, sản phẩm đi ra theo ống trung tâm.phản ứng là thu nhiệt nên dòng sản phẩm

đi ra cần được gia nhiệt trước khi đi vào thiết bị phản ứng thứ 2………cứ như thếcho đến khi dòng sản phẩm ra khỏi thiết bị phản ứng cuối cùng,dòng sản phẩm này

sẽ đi qua thiết bị trao đổi nhiệt E-1301 với 2 mục đích là cung cấp nhiệt để gianhiệt cho dòng nguyên liệu vào đồng thời giảm nhiệt độ trước khi đi vào phân thiết

bi phân tách lỏng hơi.Dòng sản phẩm ra khỏi thiết bị phân tách được đưa qua thiết

phẩm đỉnh chủ yếu là hydro được nén lại 1 phần cho tuần hoàn lại E-1301,phầncòn lại tiếp tục được làm mát trước khi đi vào thiết bị phân tách X-1301 với dònglỏng từ tháp tách mục đích là thu hồi phần lỏng bi kéo theo dòng khí từ tháp phântách.dòng khí tiếp tục được đưa sang hệ thống tách clo.clo ở trong xúc tác bị cuốntheo sản phẩm.Hệ thống xử lý clo gồm 2 thiết bị nối tiếp nhau sản phẩm thu được