Cơng nghệ này được phát triển và đưa vào áp dụng thương mại hĩa từ những năm 1960. Cơng nghệ dựa vào nguyên lý stripping khí CO2 cao áp theo áp suất của tháp tổng hợp và nhiệt độ cũng tương đối cao. Cacbamamat chưa chyển hĩa được phân hủy thành NH3 và CO2 bằng dịng khí CO2 khí đi qua dịch thải của tháp tổng hợp. NH3 và CO2 dư trong sản phẩm được thu hồi thấp áp bằng phương pháp đốt nĩng cacbamat áp suất thấp quy ước.
Trong quá trình phát triển sau này, tháp tổng hợp Amoniac cao áp được nạp liệu tác nhân stripping cho cacbamat bằng áp suất của tháp.
Ngược lại với quá trình tuần hồn dịch cơng nghệ stripping về mặt nguyên thủy cần phải cĩ một cấu trúc cao thích nghi với các thiết bị như tháp tổng hợp, tháp stripper và thiết bị ngưng tụ. Các thiết bị này phải được định vị trong phạm vi cấu trúc cao vừa đủ để đảm bảo dịng cacbamat tuần hồn bằng trọng lực tới được cho tháp tổng hợp. Song gần đây người ta đã cải tiến phát triển một thiết bị phun trộn để tuần hồn cacbamat, nĩ đã giảm được đáng kể khơng cần đến các cấu trúc cao cồng kềnh như kể trên.
Vì tính hiệu quả về mặt năng lượng của nĩ, nên sản phẩm đi theo cơng nghệ stripping chiếm khoảng một nửa sản phẩm urê của thế giới.
2.7.8 Đánh giá, lựa chọn quy trình sản xuất
Tất cả các quy trình cơng nghệ sản xuất urê đều cĩ những nhược điểm khác nhau. Cĩ quy trình đơn giản, dễ thực hiện song bị hạn chế khâu thu hồi và xử lí chất thải.bên cạnh đĩ cĩ quy trình tiết kiệm được năng lượng thì sản xuất khơng thu hồi triệt để nguyên liệu… Nổi bật hơn hết là cơng nghệ sản xuất NH3 của Topsoe- Đan Mạch và quy trình Snamprogetti của Italia.Do đĩ ngày nay cơng nghệ thu hồi hồn tồn ( cơng nghệ stripping NH3 snamprogetti) dược áp dụng.tổng chuyển hĩa NH3 khoảng 99%, khơng cĩ sản phẩm phụ chứa nito tạo thành và việc sản xuất urê chỉ phụ thuộc vào việc cung cấp CO2 và NH3 từ xưởng NH3.Hiện nay,đây là cơng nghệ hàng đầu trong lĩnh vực trong sản xuất phân bĩn, vừa tiết kiệm chi phí nguyên vật liệu, vừa hạn chế được vấn đề ơ nhiễm mơi trường.
CHƯƠNG 3 : QUY TRÌNH SẢN XUẤT URÊ – XƯỞNG URÊ NHÀ MÁY ĐẠM CÀ MAU
3.1 Tổng quan nhà máy đạm Cà Mau
Cơng ty TNHH MTV Phân Bĩn Dầu Khí Cà Mau trực thuộc Tập Đồn Dầu Khí Việt Nam sở hữu 100% vốn được thành lập ngày 09/03/2011 để quản lý và vận hành nhà máy Đạm Cà Mau nằm trong khu cơng nghiệp cụm Khí Điện Đạm Cà Mau, thuộc xã Khánh An, huyện U Minh, tỉnh Cà Mau. Ngành nghề kinh doanh chủ yếu là sản xuất phân bĩn và hợp chất nitơ bao gồm: sản xuất, kinh doanh, tàng trữ, vận chuyển, phân phối và xuất nhập khẩu phân bĩn, hĩa chất dầu khí.
Nhà máy Đạm Cà Mau được khởi cơng xây dựng vào tháng 7 năm 2008 và đã hồn thành vào tháng 02/2012, cơ bản đáp ứng đủ nhu cầu phân đạm khu vực 13 tỉnh đồng bằng sơng Cửu Long.
Tổng mức đầu tư: 900 triệu USD Cơng suất 800.000 tấn Urea/năm
Nguồn khí nguyên liệu được mua từ lơ PM3 – CAA, mỏ cái nước thuộc vùng biển Tây Nam Việt Nam. Giá khí năm 2012 là 6.43 USD/MMBTU
Sản xuất phân đạm hạt đục cĩ chất lượng cao theo cơng nghệ hiện đại nhất từ các nước Đan Mạch, Ý, Nhật Bản và các thiết bị dây chuyền sản xuất hồn tồn nhập khẩu từ các nước tiên tiến của EU và G7.
Chất lượng sản phẩm đáp ứng theo tiêu chuẩn Việt Nam và Quốc tế.
3.2 Mơ tả cơng nghệ sản xuất urê
3.3 Tìm hiểu quy trình sản xuất urê
3.3.1 Cơng đoạn nén CO2
CO2 bão hịa hơi nước cĩ độ tinh khiết tối thiểu 98,5% thể tích, cĩ nhiệt độ 450C và áp suất 0.18barg lấy từ phân Xưởng Amonia được đưa vào bình tách 20- V- 2017. Tại đây lượng lỏng cuốn theo được tách ra và được đưa về hệ thống thải lỏng, lượng khí CO2 được đưa tới cửa hút cấp 1 của máy nén.
Để bảo vệ thiết bị cao áp khơng bị ăn mịn, một lượng khơng khí được thêm vào thơng qua bộ điều khiển lưu lượng FV-1002 vào cửa hút. Lượng oxi thêm vào chiếm 0.25% thể tích của lượng CO2 nạp liệu.
Máy nén ly tâm bao gồm cĩ 4 cấp trung gian và được chia làm 2 vùng nén thấp áp và cao áp. Sau mỗi cấp đều được trang bị một thiết bị làm mát và một thiết bị tách với mục đích là để làm nguội và tách lỏng trong dịng khí. Nhiệt độ tại cửa hút của cấp nén thứ 4 được khống chế để tránh hiện tượng hĩa rắn của CO2. Phần nước ngưng trong các bình tách trung gian được đưa về hệ thống thải lỏng. Lưu lượng thải lỏng được khống chế bằng các van điều khiển mức.
Dịng khí CO2 sau khi đi qua thiết bị tách lỏng V-1017, vào đến cửa hút của máy nén cĩ áp suất khoảng 0.12barg, được nén đến khoảng 4.6 barg trong cấp nén đầu tiên, đến khoảng 18.9 barg trong cấp nén thứ hai, đến 69.9 barg trong cấp nén thứ ba và sau cấp nén cuối cùng áp suất lên đến 157 barg.
Hai van FV-1001, 1013 được sử dụng như là 2 đường tuần hồn khi chạy máy, đồng thời chúng cũng được sử dụng để tránh cho máy nén khơng bị surging khi cơng nghệ giao động. Trong trường hợp máy nén lọt vào vùng surge, 2 van này sẽ tự động mở để tuần hồn một phần CO2 từ cửa ra cửa cấp nén 2 về lại cửa hút cấp nén 1 và cửa ra của cấp nén 4 về lại cửa hút cấp nén 3. Ngồi ra tại đầu ra của mỗi vùng nén người ta cịn trang bị các van xả HV-1001, PV-1017 để xả khí khi máy nén dừng.
Turbin 20-STK-1001 chạy bằng hơi nước được sử dụng làm động cơ dẫn động cho máy nén CO2. Lượng hơi nước này được cung cấp bởi mạng hơi của nhà máy. Dịng hơi trung áp quá nhiệt cĩ áp suất 23.5 barg được rút ra từ turbine được sử dụng làm tác nhân cấp nhiệt cho thiết bị phân giải cao áp E-1001. Lượng hơi cịn lạị sau khi đi qua các tầng cánh turbin sẽ đi vào thiết bị ngưng tụ hơi nước E-1022 sử dụng nước sơng cĩ nhiệt độ thấp làm mơi chất tải nhiệt ngưng tụ. Hệ thống ngưng tụ này hoạt động ở áp suất chân khơng khoảng -0.85 barg. Lượng nước ngưng tụ tại 20-E-1022 được bơm 20-P-1018A/B bơm về xưởng Phụ trợ để tái sử dụng.
3.3.2 Tổng hợp urê và thu hồi NH3 – CO2 cao áp
Urê được tạo thành qua phản ứng tổng hợp từ NH3 (lỏng) và CO2 (khí) trong tháp tổng hợp urê R-1001. NH3 và CO2 phản ứng tạo thành ammonicacbamat, một phần ammonicacbamat tách nước tạo thành urê
Các phản ứng xảy ra như sau:
2 NH3 + CO2 ⇔ NH2COONH4 NH2COONH4 ⇔ (NH2)2CO + H2O
Trong điều kiện phản ứng T = 188-190 0C, P = 152 – 157 barg. Phản ứng thứ nhất xảy ra nhanh chĩng và hồn tồn, phản ứng thứ hai xảy ra chậm nên quyết định vận tốc phản ứng. Phần ammonicacbamat tách nước được xác định bằng tỉ lệ các chất phản ứng khác nhau, nhiệt độ phản ứng và thời gian lưu trong tháp tổng hợp.
Tỉ lệ mol NH3/CO2 trong khoảng 3,1 đến 3,6 Tỉ lệ mol H2O/CO2 trong khoảng 0,5 đến 0,7
Ammonia lỏng nạp liệu vào xưởng urê được cho qua bộ lọc FL-1002A/B. Sau đĩ đi vào tháp thu hồi ammonia T-1005 và được tập trung trong bồn chứa V-1005. Từ bồn chứa V-1005, ammonia được bơm lên áp suất 22 barg bằng bơm tăng áp P- 1005A/B. một phần ammonia này được đưa đến tháp hấp thu trung áp T-1001, phần cịn lại đi vào cụm tổng hợp cao áp.
Ammonia vào cụm tổng hợp được bơm bằng bơm ammonia cao áp P-1001A/B lên áp suất 220 barg. Trước khi vào tháp tổng hợp, ammonia được gia nhiệt trong thiết bị gia nhiệt sơ bộ ammonia E-1007 và được sử dụng làm lưu chất đẩy trong bơm phun cacbamat J-1001, tại đây cacbamat từ bình tách cacbamat V-1001 được đẩy lên áp suất tháp tổng hợp. Hỗn hợp lỏng ammonia và cacbamat đi vào tháp tổng hợp urea, tại đây hỗn hợp này sẽ phản ứng với dịng CO2 nạp liệu. (adsbygoogle = window.adsbygoogle || []).push({});
CO2 từ xưởng ammonia ở áp suất 0,18 barg và nhiệt độ 45 0C đi vào máy nén K- 1001 và đi ra với áp suất 157 barg.
Một lượng nhỏ khơng khí được đưa vào dịng CO2 ở đầu vào máy nén K-1001 để thụ động hố các bề mặt thép khơng rĩ của các thiết bị cao áp, do đĩ bảo vệ chúng khỏi bị ăn mịn do các chất phản ứng và sản phẩm phản ứng.
Hỗn hợp sản phẩm phản ứng ra khỏi tháp tổng hợp R-1001 được cho vào phần trên của thiết bị stripper E-1001 hoạt động ở áp suất 147 barg. Đây là thiết bị phân huỷ kiểu màng trong ống thẳng đứng, trong đĩ lỏng được phân phối trên bề mặt gia nhiệt dưới dạng màng và chảy xuống đáy nhờ trọng lực. Thực tế đây là thiết bị trao đổi nhiệt
vỏ ống thẳng đứng với mơi trường gia nhiệt ở phía vỏ và đầu ống được thiết kế đặc biệt cho phép phân phối đồng đều hỗn hợp dịch sau phản ứng. Thực tế mỗi một ống cĩ một đầu phân phối kiểu lồng (ferrule) được thiết kế để phân phối đều dịng lỏng xung quanh thành ống dưới dạng màng. Đường kính các lỗ của đầu phân phối cĩ tác dụng phân phối và điều khiển lưu lượng chảy qua lỗ. Khi màng lỏng chảy nĩ được gia nhiệt và sự phân huỷ cacbamat xảy ra. Hàm lượng CO2 trong dung dịch giảm do Stripping NH3 khi NH3 sơi, hơi tạo thành thực chất là NH3 và CO2 bay lên đỉnh ống trao đổi nhiệt. Nhiệt phân huỷ cacbamat được cung cấp nhờ sự ngưng tụ hơi bão hịa 21,8 barg. Dịng hỗn hợp giữa khí từ đỉnh thiết bị E-1001 và dung dịch thu hồi từ đáy tháp hấp thụ trung áp T-1001 đi vào các thiết bị ngưng tụ cacbamat E-1005A/B. Ở đây chúng ngưng tụ và được tuần hồn về tháp tổng hợp R-1001 thơng qua bơm phun cacbamat J-1001.
Ngưng tụ khí quá trình ở áp suất cao khoảng 146 barg cho phép tạo ra hơi bão hịa 4,9 barg ở phía vỏ của thiết bị ngưng tụ cacbamat E-1005A. Và hơi 3,4 barg ở phía vỏ của thiết bị E-1005B.
Từ đỉnh của bình tách V-1001 khí khơng ngưng bao gồm khí trơ (khơng khí thụ động) chứa một lượng nhỏ NH3 và CO2 được đưa trực tiếp vào đáy thiết bị phân huỷ trung áp E-1002.
3.3.3 Phân hủy cacbanmat và thu hồi NH3 – CO2 trung và thấp áp
Làm sạch urê và thu hồi khí xảy ra trong hai giai đoạn giảm áp suất như sau: Giai đoạn 1 ở áp suất 18,5 barg
Giai đoạn 2 ở áp suất 4 barg
Các thiết bị trao đổi nhiệt trong đĩ xảy ra quá trình làm sạch urea được gọi là các thiết bị phân huỷ bởi vì trong các thiết bị này xảy ra sự phân huỷ cacbamat.
Giai đoạn phân hủy cacbanmate và thu hồi NH3, CO2 ở áp suất 18,5 barg:
Dung dịch với hàm lượng CO2 thấp từ đáy thiết bị stripper E-1001 được giản nở đến áp suất 18,5 barg và đi vào phần trên thiết bị phân huỷ trung áp. Thiết bị này được chia thành 3 phần chính:
Bình tách đỉnh V-1002, ở đây khí nhẹ được tách ra trước khi dung dịch đi vào bĩ ống.
Thiết bị phân huỷ kiểu màng trong ống E-1002A/B, ở đây cacbamat được phân huỷ. Nhiệt cung cấp nhờ sự ngưng tụ hơi 4,9 barg (ở phía vỏ của phần trên E-1002A) và nước ngưng hơi ở áp suất 22 barg (ở phía vỏ của phần dưới E-1002B)
Bình chứa dung dịch urea Z-1002, bình này tập trung dung dịch urea đã làm sạch giai đoạn 1 cĩ nồng độ 60- 63% khối lượng dung dịch urê.
Khí giàu NH3 và CO2 ra khỏi bình tách đỉnh V-1002 được đưa vào phía vỏ của thiết bị cơ đặc chân khơng sơ bộ E-1004, ở đĩ khí được hấp thụ riêng một phần.
Tổng nhiệt tạo thành từ phía vỏ do ngưng tụ/hấp thụ/phản ứng của các chất được dùng để bốc hơi Urea đến nồng độ 84-86%, do đĩ cho phép tiết kiệm hơi thấp áp ở giai đoạn cơ đặc chân khơng thứ nhất.
Từ phía vỏ của thiết bị cơ đặc chân khơng sơ bộ E-1004, pha hỗn hợp được đưa vào thiết bị ngưng tụ trung áp E-1006, tại đây CO2 được hấp thụ gần như hồn tồn và nhiệt ngưng tụ được lấy đi nhờ nước làm mát từ thiết bị ngưng tụ Amonia E-1009.
Từ E -1006 pha hỗn hợp chảy vào tháp hấp thụ trung áp T-1001, ở đây pha khí tách ra và đi vào bộ phận tinh chế. Đây là tháp hấp thụ kiểu chuơng (bell) hấp thụ CO2 và tinh chế NH3.
Các đĩa nạp liệu bằng dịng hồi lưu NH3 sạch, để cân bằng năng lượng vào cột và để tách CO2 và H2O cĩ trong dịng khí NH3 và khí trơ bay lên.
NH3 hồi lưu được lấy từ bồn chứa amonia V-1005 và được đưa vào cột bằng bơm tăng áp amonia P-1005.
Dịng NH3 và khí trơ bão hịa với vài ppm CO2(20-100ppm) ra khỏi đỉnh bộ phận tinh chế, được ngưng tụ riêng phần trong thiết bị ngưng tụ amonia E-1009. Từ đây dịng 2 pha được đưa vào bồn chứa Amonia V-1005.
Dịng khơng ngưng tụ bão hịa Amonia rời V-1005 bay dọc trong tháp thu hồi amonia T-1005, ở đây một lượng Amonia được ngưng tụ nhờ Amonia lỏng đến từ xưởng Amonia.
Dịng khí rời đỉnh T-1005 bay dọc trong tháp hấp thụ Amonia trung áp E-1011, ở đây hàm lượng NH3 được giảm triệt để nhờ dịng dung dịch Amonia lỗng ngược chiều hấp thụ khí amonia. Khí amonia trong pha khí được hấp thụ , nhiệt tạo thành sẽ làm tăng nhiệt độ của dịng lỏng đi xuống, do đĩ làm cản trở sự hấp thụ tiếp tục amonia. Để duy trì nhiệt độ thích hợp , một dịng nước làm mát được cung cấp ở phía vỏ của E-1011.
Tháp rửa khí trơ trung áp T-1003, được nối vào phần trên của E-1011, gồm 3 đĩa van ở đây khí trơ được rửa lần cuối bằng nước sạch. Hàm lượng amoniatrong dịng khí bay lên là thấp nhất và do đĩ nhiệt độ ít nhạy với nhiệt hấp thu. Cuối cùng khí trơ được tập trung vào ống khĩi.
Từ đáy E-1011, dung dịch NH3 – H2O được tuần hồn lại tháp hấp thụ trung áp T-1001 bằng bơm P-1007.
Dịng ra khỏi đáy T-1001 được tuần hồn bằng bơm dung dịch cacbamat cao áp P-1002 về cụm thu hồi tổng hợp sau khi gia nhiệt sơ bộ ở phía ống của thiết bị gia nhiệt cacbamat cao áp E-1013. Trong thiết bị trao đổi nhiệt này lưu chất gia nhiệt phía vỏ là nước ngưng quá trình từ đáy tháp chưng cất T-1002.
Hình 3.8 Phân hủy cacbanmate và thu hồi
Phân hủy cacbanmate và thu hồi NH3 - CO2 ở áp suất 4 barg.
Dung dịch với hàm lượng CO2 rất thấp ra khỏi thiết bị phân hũy trung áp được giản nở đến áp suất 4 barg và đi vào phần trên của thiết bị phân hủy thấp áp. Thiết bị này được chia thành 2 phần chính: (adsbygoogle = window.adsbygoogle || []).push({});
Bình tách đỉnh V-1003, ở đây khí nhẹ được tách ra trước khi dung dịch đi vào bĩ ống;
Thiết bị phân hủy kiểu màng ống E-1003, ở đây cácbonát được phân hủy và nhiệt được cung cấp nhờ ngưng tụ hơi thấp áp bão hịa 4.9 barg;
Bình chứa dung dịch urea Z-1003, bình này tập trung dung dịch urea đã làm sạch giai đoạn 2 cĩ nồng độ 69-71%kl.
Khí ra khỏi V-1003 trước tiên được trộn với hơi ở bộ phận tinh chế của tháp chưng T-1002, và sau đĩ được đưa vào phía vỏ của thiết bị gia nhiệt sơ bộ amonia cao áp E-1007, ở đây chúng được ngưng tụ riêng phần. Nhiệt ngưng tụ được thu hồi ở phía