Mô phỏng hoạt động phân xưởng amonia của nhà máy đạm phú mỹ bằng phần mềm hysys và pro II mô phỏng phân xưởng urea bằng phần mền aspen plus

Mô phỏng hoạt động phân xưởng amonia của nhà máy đạm phú mỹ bằng phần mềm hysys và pro II mô phỏng phân xưởng urea bằng phần mền aspen plus

LỜI CẢM ƠN

- 

 -Để hoàn thành Đồ án tốt nghiệp này, em xin gửi lời cảm ơn chân thành đến các thầy cô trường Đại Học Bách Khoa Đà Nẵng nói chung và Thầy cô chuyên ngành Công Nghệ Hóa học- Dầu và Khí nói riêng đã ân cần giảng dạy và giúp đỡ em trong suốt thời gian em học tại trường và trong quá trình làm đồ án tốt nghiệp

Đặc biệt em xin gửi lời cảm ơn sâu sắc nhất đến thầy Tiến Sĩ Nguyễn Đình Lâm, người thầy trực tiếp hướng dẫn đề tài tốt nghiệp của em Trong quá trình thực hiện đề tài thầy đã nhiệt tình giúp đỡ em rất nhiều về mặt tài liệu, kiến thức và kinh nghiệm, giúp em đưa ra các phương án và giải quyết được các vấn đề thắc mắc

Xin chúc quý Thầy Cô sức khỏe và thành công

Nguyễn Thị Phương

LỜI MỞ ĐẦU 5

Chương 1 6

GIỚI THIỆU NHÀ MÁY ĐẠM PHÚ MỸ 6

1.1 Lịch sử hình thành và phát triển: 6

1.2 Địa điểm xây dựng, mặt bằng nhà máy: 6

1.3 Nguồn nguyên liệu: 7

1.4 Các loại sản phẩm: 8

1.4.1 Sản phẩm chính- Urea: 8

1.4.2 Sản phẩm phụ Ammonia: 8

1.5 Các phân xưởng trong nhà máy: 9

1.5.1 Phân xưởng Ammonia: 9

1.5.2 Phân xưởng Urea: 10

1.5.3 Phân xưởng phụ trợ: 10

Chương 2 11

GIỚI THIỆU PHÂN XƯỞNG AMMONIA 11

2.1 Sơ đồ tổng thể dây chuyền công nghệ xưởng Ammoia: 11

2.2 Quá trình HDS: 12

2.2.1 Mục đích: 12

2.2.2 Nguyên liệu và sản phẩm: 12

2.2.3 Thông số vận hành: 12

2.2.4 Các phản ứng xảy ra: 13

2.2.5 Chất xúc tác: 14

2.3 Quá trình Reforming: 15

2.3.1 Mục đích: 15

2.3.2 Quá trình reforming sơ cấp (10-H-2001): 16

2.3.3 Quá trình reforming thứ cấp (10-R-2003): 19

2.4 Chuyển hóa CO: 20

2.4.1 Mục đích: 20

2.4.2 Mô tả quy trình: 21

2.5 Quá trình tách CO2: 22

2.5.1 Mục đích: 22

2.5.2 Dung môi hấp thụ: 22

2.5.3 Mô tả công nghệ tổng quát: 22

2.6 Methan hóa: 24

2.6.1 Mục đích: 24

2.6.2 Mô tả quá trình: 24

2.7 Quá trình tổng hợp NH3: 25

2.7.1 Lý thuyết quá trình: 25

2.7.2 Tháp tổng hợp Ammonia (10-R-5001): 29

2.7.3 Xúc tác: 30

2.7.4 Nhiệt độ phản ứng trong tháp tổng hợp: 32

2.7.5 Áp suất vận hành: 32

Chương 3 34

PHÂN XƯỞNG UREA 34

3.1 Nén CO2: 35

3.3 Phân hủy carbamate và thu hồi: 36

3.3.1 Phân hủy cao áp trong thiết bị Stripper cao áp 20-E-1001: 37

3.3.2 Phân hủy trong thiết bị trung áp 20-E-1002A/B: 37

3.3.3 Phân hủy trong thiết bị thấp áp 20-E-1003: 37

3.3.4 Thu hồi: 37

3.3.4 Cô đặc chân không: 38

3.3.5 Tạo hạt: 39

3.3.6 Cụm xử lý nước thải: 40

Chương 4 41

GIỚI THIỆU CÁC PHẦN MỀN ỨNG DỤNG 41

4.1 Giới thiệu phần mền Pro/II: 41

4.1.1 Tính năng và phạm vi sử dung: 41

4.1.2 Các cụm thiết bị trong Pro/II: 43

4.1.3 Sử dụng phần mền: 44

4.2 Giới thiệu phần mền Hyssys: 45

4.2.1 Các bước mô phỏng trong Hyssys: 46

Chương 5 50

MÔ PHỎNG PHÂN XƯỞNG AMMONIA NHÀ MÁY ĐẠM PHÚ MỸ BẰNG PHẦN MỀN PRO/II, HYSSYS VÀ SO SÁNH VỚI KẾT QUẢ THỰC TẾ 50

5.1 Mục đích mô phỏng: 50

5.2 Mô hình nhiệt động: 50

5.3 Quá trình mô phỏng bằng Pro/II: 52

5.3.1 Quá trình xử lý lưu huỳnh trong nguyên liệu: 52

5.3.2 Quá trình Reforming: 53

5.3.3 Chuyển hóa CO: 55

5.3.4 Quá trình tách CO2 bằng MDEA: 57

5.3.5 Quá trình Methan hóa: 58

5.3.6 Quá trình nén khí tổng hợp: 60

5.3.7 Vòng tổng hợp amoniac: 61

5.3.8 Quá trình thu hồi Amoniac: 62

5.3.9 Chu trình lạnh: 63

5.4 Quá trình mô phỏng bằng Hyssys: 64

5.4.1 Xử lý lưu huỳnh trong khí nguyên liệu: 64

5.4.2 Reforming : 65

5.4.3 Quá trình chuyển hóa CO nhiệt độ cao: 67

5.4.4 Chuyển hóa CO nhiệt độ thấp: 68

5.4.5 Tách CO2: 70

70

Ở đây để mô phỏng quá trình hấp thụ bằng MDEA ta sử dụng công cụ Component Splitter để tách CO2 ra khỏi hỗn hợp khí 70

70

5.4.6 Metan hóa: 71

5.4.7 Cụm máy nén K-4031: 72

5.4.8 Tổng hợp NH3 R-5001: 73

5.5 So sánh kết quả mô phỏng với thực tế sản xuất: 74

5.5.2 Reforming thứ cấp: 75

5.5.3 Chuyển hóa CO nhiệt độ cao: 76

5.5.4 Chuyển hóa CO nhiệt độ thấp: 77

5.5.5 Hấp thụ CO2: 78

5.5.6 Metan hóa: 79

5.5.7 Tổng hợp NH3: 80

Chương 6 82

MÔ PHỎNG PHÂN XƯỞNG UREA BẰNG PHẦN MỀN ASPEN PLUS 82

6.1 Giới thiệu phần mền Aspen Plus: 82

6.1.1 Các phím đặc trưng trong Aspen Plus: 82

6.1.2 Các biểu tượng trong Data Browser và ý nghĩa của chúng: 83

6.1.3 Các modun thiết bị trong Aspen Plus: 83

6.1.4 Các bước tiến hành để mô phỏng quá trình: 85

6.2 Mô phỏng phân xưởng Urea: 89

6.2.1 Cụm nén khí CO2: 89

6.2.2 Thiết bị tổng hợp Urea: 90

6.2.3 Stripper urea E-1001: 93

6.2.4 Phân hủy trung áp E-1002A/B: 94

6.2.5 Phân hủy thấp áp E-1003: 95

6.3 Thiết kế thiết bị trao đổi nhiệt cho 20-E-1002A của cụm phân hủy trung áp: 96

6.3.1 Tổng quan: 96

6.3.2 Ứng dụng phần mền Aspen Plus để tính toán thiết bị trao đổi nhiệt 20-E-1002A cho cụm phân hủy trung áp: 97

Chương 7 104

NGHIÊN CỨU HỆ THỐNG ĐIỀU KHIỂN, 104

XÂY DỰNG SƠ ĐỒ ĐIỀU KHIỂN CHO CỤM PHÂN HỦY TRUNG ÁP 104

7.1 Tổng quan hệ thống điều khiển: 104

7.2 Các bước điều khiển: 106

7.3 Các vòng điều khiển: 106

7.4 Các loại tín hiệu: 107

7.5 Các phần tử cơ bản của hệ thống điều khiển: 108

7.6 Xây dựng sơ đồ điều khiển cho cụm phân hủy trung áp: 110

KẾT LUẬN 112

TÀI LIỆU THAM KHẢO 113

Ngày nay, ngành công nghiệp phân bón nước ta đang trên đà phát triển và khẳng định được vai trò quan trọng của mình đối với ngành nông nghiệp cả nước.

Trên cơ sở đợt đi thực tập tốt nghiệp tại nhà máy Đạm Phú Mỹ, em đã chọn đề tài tốt

nghiệp là: “Mô phỏng hoạt động phân xưởng Amonia của nhà máy Đạm Phú Mỹ

bằng phần mềm Hysys và Pro II Mô phỏng phân xưởng Urea bằng phần mền Aspen Plus” Nhằm mục đích:

- Tiếp cận được với sản phẩm hóa dầu theo đúng nghành học của mình

- Tìm hiểu về các quá trình công nghệ, các thiết bị trong ngành dầu khí

- Tìm hiểu và ứng dụng một phần mềm mới

Chương 1 GIỚI THIỆU NHÀ MÁY ĐẠM PHÚ MỸ

1.1 Lịch sử hình thành và phát triển:

• Việc sử dụng khí thiên nhiên để sản xuất phân đạm đã được Đảng và Chính phủ quan tâm từ lâu Nhà máy đạm Phú Mỹ là một khâu quan trọng trong chương trình Khí – Điện – Đạm và là một chủ trương lớn nhằm nâng cao giá trị sử dụng nguồn khí Bạch Hổ, Trũng Cửu Long và Nam Côn Sơn

• Nhà máy đạm Phú Mỹ là nhà máy phân bón lớn và hiện đại đầu tiên của Tổng công ty dầu khí Việt Nam, nhằm đảm bảo sự ổn định và chủ động cung cấp phân đạm cho phát triển nông nghiệp, góp phần quan trọng đảm bảo an ninh lương thực, thực hiện

sự nghiệp công nghiệp hóa và hiện đại hóa đất nước

• Hợp đồng EPCC xây dựng Nhà máy đạm Phú Mỹ giữa Tổng Công ty dầu khí Việt Nam và Tổ hợp nhà thầu Technip/ SamSung, Hợp đồng chuyển giao công nghệ sản xuất Amôniắc với Haldor Topsoe và công nghệ sản xuất Urea với Snamprogetti ngày 15/06/2001 là cơ sở cho các bên triển khai thực hiện nghĩa vụ của mình nhằm xây dựng Nhà máy sản xuất phân đạm Phú Mỹ hiện đại và đạt tiêu chuẩn Quốc tế

1.2 Địa điểm xây dựng, mặt bằng nhà máy:

Nhà máy sản xuất phân đạm Phú Mỹ được xây dựng trong Khu công nghiệp Phú Mỹ – Huyện Tân Thành – Tỉnh Bà Rịa – Vũng Tàu với diện tích qui hoạch 63 ha Vị trí Nhà máy được thể hiện trong Chứng chỉ Qui hoạch số 07/2001/BQL – CCQH do Ban

QL các KCN Bà Rịa - Vũng Tàu cấp ngày 12/03/2001

Hình 1- : Mặt bằng nhà máy

1.3 Nguồn nguyên liệu:

Nguyên liệu chính của nhà máy là khí đồng hành Bạch Hổ, ngoài ra có thể sử dụng khí thiên nhiên từ bồn Trũng Nam Côn Sơn và các bể khác thuộc lục địa phía Nam Lượng khí tiêu thụ cho nhà máy khoảng: 53 đến 54 triệu m3/năm

dung môi hữu cơ, có Ts =-195,80C, Tnc= -219,860C, không duy trì sự sống và sự cháy Trong nhà máy Đạm Phú Mỹ, nitơ là nguyên liệu để tổng hợp NH3.

Nguồn Hydro: Hydro là chất khí không màu, không mùi vị ở điều kiện thường, nhiệt

độ nóng chảy khoảng –259,10C, nhiệt độ sôi khoảng –252,60C Khí Hydro nhẹ có độ linh động lớn dễ khuyếch tán qua các thành kim loại như Ni, Pt, Pd …Trong nhà máy Đạm Phú Mỹ Hydro được tạo ra nhờ phản ứng Reforming khí thiên nhiên bằng hơi nước, hydro là nguyên liệu để tổng hợp NH3

Nguồn CO 2 : Khí CO2 là chất khí không màu, có vị chua, nặng hơn không khí, không duy trì sự sống động vật nhưng là chất duy trì sự sống thực vật trong quá trình quang hợp Trong nhà máy Đạm Phú Mỹ, CO2 là nguyên liệu để tổng hợp Urê, được điều chế từ công đoạn Reforming khí thiên nhiên

1.4.2 Sản phẩm phụ Ammonia:

- Ammonia chủ yếu dùng để tổng hợp Urea, lượng thừa ra được đưa về bồn chứa

- Công suất 1350 tấn/ngày.

Ammonia là chất khí có công thức phân tử NH3, hóa lỏng ở điều kiện áp suất thường và nhiệt độ thấp (khoảng –320C) hoặc ở điều kiện nhiệt độ thường và áp suất cao (khoảng 15 bar), có mùi khai đặc trưng Không độc nhưng nặng hơn không khí, nên rất nguy hiểm khi bị rò rỉ với lượng lớn

1.5 Các phân xưởng trong nhà máy:

1.5.1 Phân xưởng Ammonia:

Sản xuất NH3 và CO2 làm nguyên liệu để tổng hợp Urea, gồm các công đoạn sau:

- Công đoạn khử lưu huỳnh: Chuyển hóa hợp chất của lưu huỳnh từ dạng hữu cơ (mercaptan) thành lưu huỳnh vô cơ (khí H2S) Sau đó, H2S được hấp thụ bằng ZnO trong tháp hấp thụ R-2002 A/B

- Công đoạn Reforming: gồm có Reforming sơ cấp và Reforming thứ cấp, nhằm chuyển hóa toàn bộ C2+ thành hỗn hợp khí CO, CO2, và H2

- Công đoạn chuyển hóa CO ở nhiệt độ cao và nhiệt độ thấp: chuyển hóa gần như hoàn toàn CO thành CO2

- Công đoạn khử CO2 bằng phương pháp hấp thụ sử dụng dung môi MDEA, nhằm chuẩn bị hổn hợp khí H2 và N2 để tổng hợp Ammonia và cung cấp khí nguyên liệu CO2 cho quá trình tổng hợp Urea

- Công đoạn methan hóa: nhằm chuyển hóa phần dư khí CO và CO2 còn lại trong khí tổng hợp để khỏi gây ngộ độc cho chất xúc tác trong thiết bị tổng hợp ở quá trình sau

- Công đoạn tổng hợp NH3: nhằm cung cấp NH3 cho quá trình tổng hợp Urea Phản ứng tổng hợp được tiến hành trong thiết bị phản ứng dưới tác dụng của xúc tác Fe, các oxit của Fe, kèm theo một chu trình lạnh nhằm thu NH3 tinh khiết

1.5.2 Phân xưởng Urea:

Nhằm sản xuất Urea-là sản phẩm chính của nhà máy từ nguyên liệu chính là CO2

và NH3 đến từ phân xưởng Ammonia của nhà máy Bao gồm các quá trình sau:

- Tổng hợp Urea và thu hồi NH3, CO2 cao áp

- Tinh chế Urea và thu hồi NH3, CO2 trung áp và thấp áp

Bao gồm các quá trình phụ trợ sau:

• Sản xuất điện và hơi cao áp

Chương 2 GIỚI THIỆU PHÂN XƯỞNG AMMONIA

Mục đích:

• Cung cấp NH3 cho phân xưởng Urê,

• Cung cấp H2 cho phân xưởng Urê,

• Sản xuất NH3 thương mại đưa vào bể chứa

Phân xưởng Ammonia vận hành theo công nghệ Haldor Topsoe, với công suất 1350 tấn Ammonia/ngày

2.1 Sơ đồ tổng thể dây chuyền công nghệ xưởng Ammoia:

Hình 2- : Dây chuyền công nghệ xưởng Ammonia

2.2 Quá trình HDS:

2.2.1 Mục đích:

Phần lớn khí thiên nhiên nguyên liệu có chứa một lượng nhỏ lưu huỳnh tồn tại ở dạng hợp chất.Xúc tác dùng cho công nghệ reforming bằng hơi nước thì rất nhạy cảm với hợp

chất chứa lưu huỳnh, bởi vì chúng sẽ gây mất hoạt tính hoặc nhiễm độc xúc tác.

Do đó các hợp chất lưu huỳnh phải được khử bỏ trước khi đi vào công đoạn reforming Điều này được thực hiện trong công đoạn khử lưu huỳnh

R-2002 A/B R-2001

Natural gas feed

Recycle H2

350 47

34.4 420

Ở thiết bị chuyển lưu huỳnh dạng hữu cơ sang dạng vô cơ 10-R-2001, chứa chất xúc tác là TK-250 có thành phần chính là Co-Mo oxít.

Natural Gas sau khi đã gia nhiệt đến 3500C thì được hòa trộn cùng với H2 hồi lưu

để thực hiện phản ứng HDS sớm ngăn chặn phản ứng tạo cốc sẽ bám trên bề mặt chất xúc tác, làm giảm hoạt tính chất xúc tác

Ở thiết bị hấp phụ H2S (10-R-2002A/B), chứa chất xúc tác là HTZ-3 có thành phần chủ yếu là ZnO (99-100%)

Cần nên tránh sự hiện diện của CO và CO2 trong khí, vì nếu có mặt của chúng thì

dù là một lượng rất nhỏ cũng có thể xảy ra phản ứng phụ sau:

Xúc tác TK-250 (Al2O3: 75-85%, MoO3: 12-18%, CoO: 2-5%) bị oxy hoá trong quá trình vận chuyển và hoàn nguyên lại hoạt tính của nó khi được sulphide hoá.

b Trong thiết bị hấp thụ H 2 S:

Gồm 2 thiết bị dặt nối tiếp nhau nhưng làm việc không đồng thời, một thiết bị không làm việc nhằm dự phòng cho thiết bị kia khi hư hỏng, sửa chữa, bão trì hay giải hấp

Các phản ứng xảy ra là:

ZnO + H2S → ZnS + H2O

ZnO + COS → ZnS + CO2

2.2.5 Chất xúc tác:

a Trong thiết bị hydro hóa 10-R-2001:

Chất xúc tác được sử dụng là TK-250, có thành phần như sau:

Al2O3 75-85%

MoO3 12-18%

CoO 2-5%

Ở dạng sulphide hóa, vì vậy chúng sẽ bị giảm hoạt tính bởi các tác nhân sau:

- Cacbon tạo thành bởi phản ứng Boudouad sẽ bám trên bề mặt chất xúc tác, che khuất các tâm hoạt động của chất xúc tác, nên làm giảm hoạt tính của chất xúc tác Vì vậy, Natural Gas sau khi gia nhiệt đến 3500C thì phải đưa H2 hồi lưu vào để ngăn cản phản ứng này

- CO, CO2, H2O đều làm giảm hoạt tính chất xúc tác khi chúng vượt qua một nồng độ cho phép nào đó trong khí nguyên liệu Nồng độ có thể cho phép là: 3 đến 4% với H2O, 5% với CO và CO2(%V) Tuy nhiên nguyên liệu của nhà máy là khí rất sạch, hàm lượng

CO và CO2 không đáng kể, chỉ có nước là cần phải loại bỏ, nhưng nó đã được loại bỏ từ

nhà máy Dinh Cố rồi.(Nhưng nếu trường hợp bất thường thì hàm lượng H2 hồi lưu về sẽ mang theo một lượng lớn CO và CO2).

Ngoài ra thì trong thời gian làm việc thì chất xúc tác sẽ mất hoặt tính dần và đến một thời điểm nào đó cần phải thay thế xúc tác mới

Chất xúc tác không được tiếp xúc với không khí ở nhiệt độ trên 70 0C vì nó sẽ õi hóa xúc tác và tự bốc cháy

Hoạt tính của chất xúc tác là cực đại trong khoảng 330 đến 3600C, nếu nhiệt độ vượt quá giới hạn này thì hoạt tính xúc tác sẽ giảm nhanh, còn nếu nhiệt độ thấp quá thì hoạt tính xúc tác không tốt làm cho hiệu suất phản ứng giảm không đạt yêu cầu

b Trong thiết bị hấp thụ 10-R 2002A/B:

Chất xúc tác HTZ-3 có thành phần chính là ZnO ở dạng hạt ép dài 4 mm và sẽ bị ảnh hưởng bỡi các yếu tố sau:

• Không phản ứng với oxy hay hiđro ở bất kỳ nhiệt độ nào

• Nước ngưng tụ có thể gây ngộ độc vĩnh viễn cho xúc tác

• Trong thời gian làm việc thì xúc tác sẽ hấp thụ H2S và hoạt tính sẽ giảm dần, khi nồng độ của lưu huỳng trong xúc tác đạt (gần) cân bằng thì ta phải thay xúc tác mới

Chất xúc tác không thể tự cháy nên không nguy hiểm cho quá trình tháo xúc tác

Phản ứng (1) miêu tả cơ chế phản ứng reforming hydrocacbon bậc cao xuống thành những hydrocacbon bậc thấp và cuối cùng thành phân tử metan, và được chuyển hóa như trong phản ứng (2) Đối với những hydrocacbon bậc cao quá trình reforming bắt đầu từ 500 0C, còn đối với metan quá trình reforming bắt đầu từ 600 0C Hiệu suất của quá trình tăng khi tăng nhiệt độ, giảm áp suất, tăng lượng hơi nước.

2.3.2 Quá trình reforming sơ cấp (10-H-2001):

c Thông số vân hành:

Quá trình Reforming được thể hiện qua sơ đồ sau:

783

Process steam

Natural gas feed

sau khi qua HDS

34.4 390 370

38

30.4 958

31.5 550

10-R-2003 Secondary Reformer

783 30.9

Air process

535 31.8

30.9

Dòng khí nguyên liệu trước khi vào thiết bị phản ứng :

Nhiệt độ: 535 0C, áp suất: 31.8 barg

Hỗn hợp khí sau phản ứng:

Nhiệt độ: 7830C, áp suất: 30.9 barg

Phản ứng Reforming thu nhiệt mạnh, nhiệt của phản ứng được cấp gián tiếp nhờ quá trình đốt cháy khí nhiên liệu trong lò đốt Quá trình cấp nhiệt được thực hiện nhờ vào bức xạ nhiệt từ các béc đốt

Mô tả quá trình: Trước khi vào reforming sơ cấp, hỗn hợp khí/hơi nước được hâm nóng lên khoảng 535 0C trong bộ hâm 10-E-2001 nằm trong bộ phận khói thải của thiết bị reforming sơ cấp, sau đó hỗn hợp khí/hơi nước đi vào các ống thẳng đứng chứa xúc tác

và tiến hành phản ứng reforming trong đó Để đảm bảo cháy hoàn toàn khí nhiên liệu

RC 1FEED

Fuel

PRO

780 0C14,8 % mol CH4

người ta sử dụng không khí thừa khoảng 10% tương ứng với 2% thể tích O2 trong khói thải.

Ta duy trì tỉ lệ H2O/C = 2.9 để tránh tạo Carbon bám trên xúc tác

Khống chế nhiệt độ : 500-650 < T < 7900C

Giảm thời gian lưu để tránh phản ứng : 2CO ↔ CO2 + C

Tháp reforming sơ cấp có tổng cộng 180 ống chứa xúc tác được lắp đặt trong hai buồng bức xạ nhiệt Phần trên các ống được nạp xúc tác loại RK-221 và PK-201, phần dưới đáy của ống xúc tác được nạp bằng xúc tác R-67-7H, có thành phần như sau:

Hỗn hợp hơi nước và khí thiên nhiên ở nhiệt độ khoảng 535 0C đi vào đỉnh của các ống thẳng đứng thông qua ống góp phân phối phía trên Hỗn hợp khí sản phẩm đi ra khỏi ống ở nhiệt độ khoảng 783 0C và đi vào ống gom phía dưới Các ống xúc tác trong buồng đốt được đốt bằng 480 béc đốt được sắp xếp thành 6 hàng thẳng đứng, mỗi béc đốt có một van điều khiển lưu lượng khí nhiên liệu nhằm kiểm soát nhiệt độ trong buồng đốt

Dòng khí nguyên liệu trước khi vào thiết bị phản ứng :

Nhiệt độ: 7830C, áp suất: 30.9 barg

Hỗn hợp khí sau phản ứng:

Nhiệt độ: 985 0C, áp suất: 30.4 barg

Mô tả lưu trình: Khác với reforming sơ cấp, nhiệt ở đây được cung cấp trực tiếp từ quá trình đốt khí công nghệ với không khí Sự chuyển hóa trong reforming thứ cấp được điều khiển sao cho tỷ lệ hydro và nito là 3/1 Phản ứng xảy ra trong 10-R-2003 như sau:

CH4 + O2 ↔ CO2 + 2H2O – Q Phản ứng thu nhiệt rất mạnh Reforming thứ cấp được nạp bởi xúc tác RKS-2-7H, có thành phần như sau: 7 – 13% NiO, 25 – 30% MgO, 60 – 70% Al2O3 Trong reforming thứ cấp quá trình đốt khí công nghệ với không khí khiến cho nhiệt độ khí lên đến 1100 0C đến 1200 0C trong phần trên của reforming thứ cấp Do phản úng reforming với metan hấp thụ nhiệt, nên nhiệt độ ra khoảng 958 0C Chất xúc tác bắt đầu phân rã trong khoảng nhiệt độ từ 1400 0C đến 1500 0C, nên người ta bố trí lớp xúc tác nằm trên hai lớp của hạt nhôm và lưới nhôm được dặt trên đỉnh của lớp xúc tác để giữ chất xúc tác khỏi rung động và tránh tiếp xúc trực tiếp với ngọn lửa

2.4 Chuyển hóa CO:

432 29.5 30.2 360

10-E-2010

Waste heat boiler

10-E-2011

190 29.1

đoạn, vì: phản ứng tỏa nhiệt lớn nên đạt trạng thái cân bằng ở độ chuyển hóa thấp, muốn đạt tới độ chuyển hóa cao hơn ta phải trải qua công đoạn làm lạnh hỗn hợp rồi tiến hành chuyển hóa ở nhiệt độ thấp để đạt độ chuyển hóa cao hơn.

2.4.2 Mô tả quy trình:

Cacbon monoxit trong khí công nghệ rời khỏi công đoạn reforming đươc chuyển hóa thành cacbon dioxit và hydro trong 10-R-2004 và 10-R-2005 Nhiệt độ tối ưu cho phản ứng phụ thuộc vào hoạt tính của chất xúc tác và thành phần của khí nguyên liệu, thời gian lưu, đối với thiết bi chuyển hóa nhiệt độ cao là từ 360 0C đến 420 0C và đối với thiết bị chuyển hóa ở nhiệt độ thấp là từ 190 0C đến 210 0C

a Chuyển hóa CO ở nhiệt độ cao (10-R-2004):

Được lắp đặt xúc tác loại SK-201-2 oxit crom tăng cường bằng oxit sắt, có thành phần: Fe2O3 (80 – 90), Cr2O3 (8 – 13), CuO (1 – 2) Xúc tác này có thể hoạt động liên tục trong khoảng nhiệt độ 320 0C đến 500 0C Hỗn hợp khí sản phẩm có tỷ lệ H2/N2 xấp xỉ 1/3 qua các thiết bị trao đổi nhiệt 10-E-2010, 10-E-2011, 20-E-2012 A/B, hỗn hợp khí sản phẩm được làm lạnh xuống còn 190 0C được đưa sang thiết bị chuyển hóa CO ở nhiệt độ cao nhằm chuyển hóa lượng CO còn lại thành CO2

b Chuyển hóa CO ở nhiệt độ thấp (10-R-2005):

Trong thiết bị này được lắp đặt hai loại xúc tác khác nhau, lớp trên đỉnh là xúc tác crom LSK có thành phần: Cr2O3 (40 – 50), CuO (15 – 20), ZnO (25 – 35), dưới đáy là LK-821-2 có thành phần: CuO (45 – 55), ZnO (25 – 35), Al2O3 ( 5 – 15), CuCO3 (2 – 5)

có hoạt tính cao hơn và được sử dụng với lượng lớn hơn nhiều Xúc tác LSK bảo vệ lớp xúc tác LK-821-2 khỏi tiếp xúc với clo và giọt hơi ngưng tụ

2.5 Quá trình tách CO 2 :

2.5.1 Mục đích:

Loại bỏ các hợp chất chứa Oxy như H2O, CO2 là các chất gây ngộ độc đến xúc tác trong thiết bị tổng hợp Ammonia, một lượng nhỏ đáng kể của các chất này khiến cho hoạt tính xúc tác giảm đáng kể Mặt khác nếu còn một lượng nhỏ CO2 trong Process gas khi có mặt nước sẽ gây ăn mòn Chính vì vậy mà ta cần loại bỏ khí CO2 và H2O đến nồng độ cho phép: [CO2] <500 ppm

2.5.2 Dung môi hấp thụ:

Phương pháp sử dụng là hấp thụ hóa học dùng dung môi MDEA 40 % m và 3% Piperazine theo công nghệ BASF MDEA là chất hấp thụ CO2 còn Piperazine tăng tốc độ truyền khối CO2 từ pha khí sang pha lỏng

2.5.3 Mô tả công nghệ tổng quát:

Hệ thống chính bao gồm môt tháp hấp thụ CO2 hai cấp, một thấp giải hấp và hai bình tách flash

0.18 45

73.4

50 75.8

82.6 112

102 0.34

82 5.5

132 27.2

5.9

82.3

75 27.5

134 27.8

Washing water CO2 to Urea

Excess condensate

158 28.2 213

28.4

Flash gas to 10-H-2001

10-HT-2013

Hydraulic turbine

10-P-3001 A/B

Semilean solution pump

10-P-3002 A/B

Lean solution Pump

10-E-3005

DMW preheater NO.2

10-P-3003 A/B

Split stream pump

10-V-3002

HP flash drum

10-E-3003

Lean solution cooler

10-E-3004

DMW preheater NO.1

10-E-3001

Solution heat exchanger

10-P-3004 A/B

condensate pump

10-E-3006

LP flash gas cooler

10-E-3002

Stripper

Process gas separator

10-V-3001

LP flash drum

10-V-3003 K.O drum

10-T-3001 CO2 stripping column

10-E-2013

BFW preheater NO.2

CO2 bị tách ra khỏi khí công nghệ bởi sự hấp thụ vào trong dung dịch MDEA chứa 40% MDEA, 3% piperazine tăng tốc độ truyền khối của CO2 từ pha khí sang pha lỏng Process gas ra khỏi thiết bị chuyển hóa CO có nhiệt đọ thấp có chứa một lượng hơi nước đáng kể và đến thiết bị trao đổi nhiệt 10-E-2002 nó được dùng làm tác nhân nóng cho 10-E-2002 của tháp Stripping CO2 10-T-3001, qua trao đổi nhiệt 10-E-3005 rồi đi đến bình tách 10-V-3004 để tách phần lỏng ngưng, lúc này nguyên liệu vào tháp có nhiệt độ 75 0C,

áp suất 27,5 barg Trong tháp hấp thụ CO2 (10-T-3002), CO2 được tách ra khỏi dòng khí bằng hấp thụ ngược dòng 2 cấp Trong phần dưới của tháp hấp thụ, dung dịch bán thuần (dung dịch có độ tinh khiết thấp) tái sinh được dùng để hấp thụ phần lớn CO2 Phần trên của tháp, dung dịch thuần (dung dịch có độ tinh khiết cao) được dùng để tách phần CO2

còn lại

Dung môi thuần đi vào tháp hấp thụ ở nhiệt độ 50 0C, dung môi bán thuần vào tháp ở nhiệt độ 73.4 0C Đi từ trên xuống dưới tháp thì nhiệt độ tăng dần (nhiệt độ dung dịch đáy tháp là 820C) do quá trình hấp thụ là quá trình tỏa nhiệt Để ngăn chặn sự thất thoát dung dịch hấp thụ và piperazine bị kéo theo dòng khí đỉnh tháp người ta dùng dòng Washing water phun vào đỉnh tháp Dòng này còn có tác dụng điều chỉnh nồng độ dung dịch MDEA luôn 40 %m

Dung dịch giàu CO2 rời khỏi tháp hấp thụ CO2 được giảm áp trong một turbine thuỷ lực 10-HT-3001, công sinh ra dùng để chạy bơm dung dịch bán thuần 10-P-3001A,

do đó làm giảm mức tiêu thụ năng lượng của quá trình một cách đáng kể Tái sinh dung dịch giàu CO2 được thực hiện trong hai cấp để đạt được sự tinh khiết cao của CO2 Trong bình tách cao áp 10-V-3002 hầu hết các thành phần khí trơ hòa tan được giải phóng tại

áp suất 5.5 barg Tại bình tách thấp áp 10-V-3001 hầu hết CO2 được giải phóng khỏi dung dịch ở áp suất 0.27 barg

Phương trình phản ứng trong 10-T-3002:

R3N + H2O + CO2 ↔ R3NH+ + HCO3

-Phương trình phản ứng trong 10-V-3001 :

R3NH+ + HC03- ↔ R3N + H2O + CO2

CO2 tách khỏi bình tách thấp áp chứa đầy hơi nước bão hòa ở nhiệt độ 72.4 0C hỗn hợp này được làm lạnh nhờ 10-E-3006 và phần nước ngưng được tách trong bình tách K.O 10-V-3003 CO2 rời khỏi 10-V-3003 được đưa đến phân xưởng sản xuất Urê tại áp suất 0.18 barg

2.6 Methan hóa:

2.6.1 Mục đích:

Khí sau khi đã qua công đoạn chuyển hóa CO và tách CO2 thì vẫn còn một lượng nhỏ CO và CO2, hai khí này sẽ làm ngộ độc chất xúc tác của quá trình tổng hợp NH3 vì vậy cần phải chuyển hai khí này thành khí methan trơ với xúc tác của quá trình

- Hợp chất chứa lưu huỳnh và clo rất nhạy cảm với chất xúc tác

- Hơi nước không có mặt của hydro sẽ oxy hóa xúc tác và do đó không được dùng trong quá trình gia nhiệt, làm lạnh hay trao đổi nhiệt Không tiếp xúc với nước vì nó sẽ phân rã xúc tác

- Nhiệt độ cao quá sẽ phá hủy xúc tác (giới hạn 420 0C)

Nguyên liệu thì được gia nhiệt đến 3000C bởi dòng sản phẩm ra, sau đó qua thiết

bị phản ứng, nơi đây xảy ra phản ứng methan hóa các oxit cacbon để tạo sản phẩm là methan và phản ứng tỏa nhiệt nên làm cho nhiệt độ sản phẩm tăng lên đến 318oC

Các phản ứng xảy ra trong thiết bị metan hóa là:

CO + 3H2 ↔ CH4 + H2O + Q

CO2 + 4H2 ↔ CH4 + 2H2O

Ta nhận thấy phản ứng tỏa nhiệt và giảm số mol nên xảy ra ở điều kiện thuận lợi ở nhiệt độ thấp và áp suất cao Hoạt tính xúc tác tăng khi nhiệt độ tăng, nhưng thời gian sống của xúc tác sẽ giảm

Nhiệt độ phải tăng lên đến 3000C là khá cao, tuy nhiên ở nhiệt độ này thì hoạt tính của xúc tác là rất tốt, đảm bảo vận tốc phản ứng nhanh và độ chuyển hóa cao, đây là nhiệt

độ tối ưu Nếu tăng nhiệt độ thêm thì phản ứng tỏa nhiệt làm hoạt tính xúc tác giảm nhanh, làm giảm tuổi thọ của xúc tác, nhưng nếu thấp hơn thì tuy nhiên thời gian sống của xúc tác sẽ tăng nhưng vận tốc và độ chuyển hóa của phản ứng sẽ giảm làm tăng nồng độ của CO và CO2 trong sản phẩm

Khi xúc tác mới, hoạt tính xúc tác tốt cho phép vận hành ở nhiệt độ thấp hơn, nhưng khi xúc tác bị lão hóa, hoạt tính xúc tác giảm, cần phải nâng nhiệt độ của nguyên liệu lên để bù lại sự giảm hoạt tính của xúc tác

Sự gia tăng nhiệt độ cũng là yếu tố quan trọng cần khống chế trong quá trình vận hành Nếu hàm lượng CO và CO2 cao thì sẽ làm cho nhiệt độ của thiết bị tăng cao và có thể làm hỏng xúc tác.Vì vậy trong quá trình vận hành nếu có điều kiện bất thường hàm lượng CO và CO2 tăng thì sẽ có hệ thống tự động cô lập thiết bị, không cho nguyên liệu vào thiết bị, tránh hư hỏng xúc tác mà không thể phục hồi lại hoạt tính xúc tác được

2.7 Quá trình tổng hợp NH 3 :

2.7.1 Lý thuyết quá trình:

Quá trình tổng hợp amoniac xảy ra theo phản ứng dưới đây:

3H2 + N2 ↔ NH3 + 22 kcal/mol NH3 tạo thành

Đây là phản ứng tỏa nhiệt và giảm số mol, nên thuận lợi ở điều kiện nhiệt độ thấp

và áp suất cao Nhiệt độ bắt đầu phản ứng là 2100C Nồng độ amoniac ở điều kiện cân bằng tăng khi nhiệt độ giảm và áp suất tăng

Nếu có sự hiện diện của khí trơ như là argon và methan, nồng độ amoniac ở điều kiện cân bằng bị thể giảm.

Bên cạnh điều kiện cân bằng, động học của việc hình thành amoniac cũng rất quan

trọng Phản ứng hình thành NH3 phụ thuộc vào hai yếu tố đối lập nhau:

- Tốc độ phản ứng tăng khi tăng nhiệt độ Đây là yếu tố chung áp dụng cho bất kỳ phản ứng hóa học nào

- Khi giảm nhiệt độ và tăng áp suất, cân bằng sẽ chuyển về hướng hình thành amoniac Cho nên sự cách biệt với điều kiện cân bằng là càng lớn ở nhiệt độ càng thấp khi tăng tốc độ phản ứng

Nguyên liệu của quá trình tổng hợp NH3 là khí tổng hợp chứa N2 lấy từ không khí đưa vào trước thiết bị reforming thứ cấp, và khí H2 thu được từ quá trình reforming, được điều chỉnh sao cho tỉ lệ H2:N2 là 3:1 Mục đích của quá trình là tổng hợp NH3 để cung cấp

NH3 cho quá trình tổng hợp urê Sản phẩm của thiết bị phản ứng là hỗn hợp khí NH3 tạo thành, H2 và N2 dư Vì vậy cần phải có quá trình tách NH3 ra khỏi hỗn hợp khí Để cho sản phẩm là NH3 tinh khiết đủ tiêu chuẩn để tổng hợp urea thì cần phải có quá trình tách các khí trơ ra khỏi NH3 lỏng

Recovered H2 26.5 47

Purge gas to 10-T-5051

-5

131 Product Ammonia to 10-V-5002

131 -5 -5

131.5

-5 131

-5 22

9.2 12.7 22 131.9

132 43 132.4 139

109 68

47 43.6

43 25.5

132.2 34.5

132.5 41 132.9 65.3 133.9 284 134.5 340

135 441

137 254

138 45.4 129

37

18 130

Make-up synthesis gas

10-V-5009 Make-up gas separator

10-V-5001 Ammonia separator

10-E-5014 Purge gas chiller

10-E-5008 2nd Ammonia chiller 10-E-5007 2nd cold exchanger 10-E-5006 1st Ammonia chiller

10-V-4033 10-V-4031

10-K-4031 Synthesis gas/reculation compressor

10-E-5005 1st cold exchanger 10-E-5004 Water cooler

10-E-5003 Heat exchanger 10-E-5002 BFW preheater 10-E-5001 Waste heat boiler

Khí tổng hợp đã được tinh chế từ công đoạn methan hóa, được nén đến khoảng

132 barg trước khi nó được đưa vào trong chu trình tổng hợp các khí trơ và khí phóng không:

Khí make-up được làm lạnh trong thiết bị làm lạnh (chiller) khí make-up

10-E-5009 và được đưa vào trong chu trình tổng hợp giữa bộ làm lạnh thứ hai (10-E-5007) và thiết bị làm lạnh Amoniac thứ hai (10-E- 5008), sau khi khí phóng không (let down gas) được loại bỏ tại đầu ra của bộ làm lạnh thứ hai

Khí đi ra từ tháp tổng hợp được làm lạnh theo từng bước, trước hết qua nồi hơi nhiệt thừa 10-E-5001 nhiệt độ giảm từ 440oC xuống 340oC Tiếp theo đó, khí được làm lạnh đến khoảng 280-290oC trong bộ gia nhiệt nước lò hơi 10-E-5002 và trong bộ trao đổi nhiệt nóng 10-E-5003, nơi mà khí tổng hợp được làm lạnh đến 65oC nhờ gia nhiệt khí đầu vào của tháp tổng hợp Khí tổng hợp sau đó được làm lạnh đến 41oC trong bộ làm lạnh nước 10-E- 5004 và xuống thấp hơn, đến 34-35oC trong bộ làm lạnh thứ nhất 10-E-

5005, được dùng để gia nhiệt khí đầu vào của tháp tổng hợp

Quá trình làm lạnh cuối cùng của khí tổng hợp đến –5 oC xảy ra qua bộ làm lạnh Amoniac thứ nhất 10-E-5006, bộ làm lạnh thứ hai 10-E-5007, và cuối cùng là bộ làm lạnh amoniac 10-E- 5008 Amoniac đã ngưng tụ được tách ra khỏi khí tổng hợp tuần hoàn trong bình tách Amoniac 10-V-5001 Từ bình tách, khí được tuần hoàn trở lại đến tháp tổng hợp Amoniac thông qua bộ làm lạnh thứ hai (second cold exchanger), bộ làm lạnh thứ nhất (first cold exchanger) và cuối cùng, qua bộ trao đổi nhiệt nóng (hot heat exchanger) đến tháp tổng hợp Amoniac nhờ máy nén tuần hoàn, là một phần của máy nén khí tổng hợp (10-K-4031)

Khí make-up đi vào chu trình tổng hợp có hàm lượng nước ở trạng thái bão hòa và chứa hàm lượng vết cacbon monoxit và cacbon dioxit

Nồng độ hơi nước trong khí make-up là khoảng 200 ppm Nó sẽ được tách nhờ sự hấp thụ vào trong Amoniac ngưng tụ Cacbon dioxit trong khí make-up sẽ phản ứng với

cả hai Amoniac lỏng và khí, hình thành amôni cacbamat

2NH3 + CO2 ↔ NH4-CO-NH2

Cacbamat hình thành sau đó hòa tan vào trong Amoniac ngưng tụ Cacbon monoxit chỉ hòa tan rất ít trong Amoniac, do đó, nó sẽ đi qua máy nén tuần hoàn đến tháp tổng hợp Amoniac, nơi mà nó bị hydro hóa thành nước và methan (tương tự quá trình methan hóa)

Do các hợp chất chứa oxy làm giảm hoạt tính của chất xúc tác tổng hợp Amoniac, hàm lượng cacbon monoxit trong khí make-up phải được duy trì ở mức thấp nhất có thể

Các khí trơ và khí phóng không:

Khí make-up chứa đựng một lượng nhỏ argon và methan Những khí này là trơ khi

đi qua tháp tổng hợp mà không làm thay đổi về mặt hóa học Những khí trơ này sẽ tích tụ trong chu trình tổng hợp, và nồng độ sẽ tăng dần trong dòng khí tổng hợp tuần hoàn Mức

độ khí trơ trong chu trình tổng hợp sẽ tăng lên cho đến khi lượng khí trơ đưa vào chu trình tổng hợp trong khí make-up bằng với lượng khí trơ được tách ra khỏi chu trình tổng hợp

Vì vậy cần phải chọn một điểm xả nào đó để xả khí trơ ra ngoài, lượng khí trơ xả

ra ngoài phải được tính toán sao cho cân bằng với lượng khí trơ đưa vào

H2/N2 của khí make-up sau khi thêm hydro thu hồi được từ công đoạn thu hồi hydro, phải đạt ở mức xấp xỉ 3,0

Tỉ lệ H2/N2 trong chu trình tổng hợp cần được duy trì ở mức ổn định có thể Tỉ lệ này được kiểm soát bởi tỉ lệ H2/N2 trong khí make-up Cần chú ý rằng, thành phần của khí tổng hợp sẽ chỉ thay đổi một cách chậm chạp trong khi có một sự thay đổi nhỏ trong khí make-up được thực hiện Do vậy, hệ thống cần cho phép một thời gian đủ lâu để thiết lập một cân bằng mới trước khi một sự điều chỉnh khác được tiến hành.

Tuy nhiên trong thực tế vận hành thì nên cho tỉ lệ của khí make-up vào với tỉ lệ

H2:N2 < 3:1, để bù lại sự hấp thụ không đều của dung dịch lỏng đối với N2 và H2

2.7.2 Tháp tổng hợp Ammonia (10-R-5001):

Tháp tổng hợp Amoniac 10-R-5001 thuộc loại S-200 với khí chạy qua các lớp xúc tác theo hướng từ ngoài vào trong 10-R-5001 chứa hai lớp xúc tác và một bộ trao đổi nhiệt giữa hai lớp Hầu hết khí tổng hợp tuần hoàn lại được đưa vào tháp tổng hợp thông qua hai đầu vào chính tại đáy của bình áp suất Khí đi lên phía trên qua không gian hình khuyến giữa rọ xúc tác và vỏ bình Điều này giúp làm lạnh vỏ áp suất và nhiệt độ thiết kế của vỏ được giảm đi.

Tại đỉnh của tháp tổng hợp, khí đi qua phần ống xúc tác của bộ trao đổi nhiệt giữa các lớp xúc tác, được gia nhiệt đến nhiệt độ phản ứng của lớp xúc tác thứ nhất bởi quá trình trao đổi nhiệt với khí rời khỏi lớp xúc tác thứ nhất Nhiệt độ khí tại đầu vào của lớp xúc tác thứ nhất được điều chỉnh nhờ dòng “kích lạnh” (cold shot), dòng khí tổng hợp lạnh được đưa vào thông quá các ống xúc tác trung tâm

Khí rời khỏi lớp xúc tác thứ nhất được làm lạnh nhờ đi qua phần của bộ trao đổi nhiệt giữa các lớp xúc tác trước khí chúng được dẫn đến lớp xúc tác thứ hai

Sau khi đi qua lớp xúc tác thứ hai, khí rời khỏi tháp tổng hợp đi qua nồi hơi nhiệt thừa 10-E-5001, thu hồi phần lớn nhiệt phản ứng được dùng để sản xuất hơi nước

2.7.3 Xúc tác:

Chất xúc tác tổng hợp amoniac KM1/KM1R được tăng cường bởi xúc tác sắt, chứa đựng một lượng nhỏ oxit không khử được Kích thước hạt xúc tác là 1,5÷3mm Kích thước hạt nhỏ đảm bảo hoạt tính xúc tác cao Hơn nữa, dòng phát tán của tháp tổng hợp cho phép sử dụng những hạt xúc tác nhỏ mà không tạo ra độ chênh áp lớn

Chất xúc tác KM1R đã qua tiền khử được làm bền (hóa) trong quá trình sản xuất nhờ việc oxy hóa bề mặt xúc tác Chất xúc tác đã qua oxy hóa một phần chứa khoảng 2% khối lượng oxy Sự làm bền khiến cho chất xúc tác KM1R không tự bốc cháy ở nhiệt độ 90-1000C, nhưng nếu nhiệt độ cao hơn 1000C, chất xúc tác sẽ phản ứng với oxy và nóng lên một cách tự phát

Chất xúc tác được hoạt hóa nhờ sự khử sắt oxit bề mặt sang sắt tự do với hình thành nước Sự khử được thực hiện với khí tổng hợp tuần hoàn Khoảng nhiệt độ cần thiết đạt được nhờ bộ gia nhiệt khởi động (10-H-5001).

Việc sử dụng khí tổng hợp với tỉ lệ hydro/nitơ ≈ 3/1 cho quá trình hoạt hóa KM1/KM1R có hai ưu điểm Ưu điểm thứ nhất là quá trình sản xuất amoniac được bắt đầu sớm Nhiệt phản ứng được tạo ra cho phép tốc độ tuần hoàn khí nhanh hơn, điều này một lần nữa, trợ giúp khử phần còn lại của chất xúc tác Ưu điểm thứ hai là nước được hình thành bởi sự khử được tách khỏi khí tuần hoàn, vì nước hòa tan trong amoniac lỏng

và rời khỏi chu trình tổng hợp với Amoniac lỏng trong bình tách Amoniac Điều này rất quan trọng vì nước là chất gây ngộ độc chất xúc tác

Hoạt tính xúc tác giảm từ từ trong quá trình vận hành Tốc độ giảm hoạt tính phụ thuộc vào các điều kiện vận hành trên thực tế, đáng kể nhất là nhiệt độ của lớp xúc tác và nồng độ của các chất gây ngộ độc xúc tác trong khí tổng hợp tại đầu vào của tháp tổng hợp

Mặc dù KM1/KM1R có thể được sử dụng trong khoảng nhiệt độ từ 530-5500C, cần chú ý rằng nhiệt độ vận hành càng thấp, hoạt tính của chất xúc tác giảm chậm hơn và

do đó, tuổi thọ của chất xúc tác được kéo dài lâu hơn Cần phải duy trì nhiệt độ chất xúc tác thấp nhất có thể, đặc biệt trong lớp xúc tác thứ hai mà lớp này quyết định sự chuyển hóa tổng cộng

Tất cả các hợp chất chứa oxy, như H2O, CO, CO2 là chất gây ngộ độc đến chất xúc tác, một lượng nhỏ của những chất này khiến cho hoạt tính của chất xúc tác giảm đáng kể

do sự oxy hóa

Một phần ảnh hưởng giảm hoạt tính chỉ có tính tạm thời, chất xúc tác đạt trở lại hoạt tính của chúng khi khí tổng hợp hoàn toàn không chứa oxy trở lại Nhưng vì một số điểm giảm hoạt hóa vĩnh viễn sẽ xảy ra, nồng độ cao các hợp chất chứa oxy tại đầu vào của tháp tổng hợp, ngay cả khi chỉ trong một thời gian ngắn, là cần phải tránh

Các hợp chất lưu huỳnh, clo và photpho là cực kỳ độc và gây ra sự giảm (hoặc mất) hoạt tính vĩnh viễn Thông thường, máy nén khí tổng hợp và máy nén tuần hoàn cần

có hệ thống bịt kín (seal system) để giảm thiểu sự tiếp xúc giữa khí công nghệ và dầu bôi trơn Tuy nhiên, dầu có thể tiếp xúc với khí tổng hợp đi đến tháp tổng hợp với điều kiện không được phép chứa những chất độc này

2.7.4 Nhiệt độ phản ứng trong tháp tổng hợp:

Tại đầu vào của lớp xúc tác thứ nhất của 10-R-5001, cần thiết phải đạt nhiệt độ tối thiểu là 3600C để đảm bảo một tốc độ phản ứng đủ lớn Nếu nhiệt độ tại đầu vào của chất xúc tác quá thấp, tốc độ phản ứng sẽ trở nên quá chậm đến mức nhiệt được giải phóng bởi phản ứng là quá nhỏ để duy trì nhiệt độ trong tháp tổng hợp Phản ứng sẽ nhanh chóng bị tắt nếu những điều chỉnh thích hợp (giảm tốc độ tuần hoàn khí và/hoặc đóng dòng kích lạnh) không được tiến hành ngay lập tức

Mặt khác, cần thiết phải duy trì nhiệt độ chất xúc tác ở mức thấp nhất có thể để kéo dài tuổi thọ chất xúc tác Chính vì lẽ đó, nên duy trì nhiệt độ đầu vào chất xúc tác cao hơn nhiệt độ tối thiểu một chút Thông thường khoảng 380-385 0C, cần đưa khí tổng hợp vào lớp xúc tác thứ nhất tại nhiệt độ 360-3650C Khi khí đi qua lớp xúc tác, nhiệt độ của

nó tăng lên đến nhiệt độ tối đa, thông thường là nhiệt độ cao nhất trong tháp tổng hợp, tại đầu ra của lớp xúc tác thứ nhất

Khí đầu ra từ lớp xúc tác thứ nhất được làm lạnh bởi một phần khí lạnh đi vào lớp thứ nhất nhằm đạt được nhiệt độ khoảng 375 0C tại đầu vào của lớp xúc tác thứ hai Nhiệt

độ khí đi ra khỏi lớp xúc tác thứ hai là khoảng 440 0C

2.7.5 Áp suất vận hành:

Chu trình tổng hợp được thiết kế với áp suất tối đa là 152 barg và áp suất vận hành ban đầu là 137 barg ở đầu vào tháp tổng hợp khi vận hành ở năng suất, khí trơ và thành phần khí như thiết kế Áp suất vận hành thực tế không được kiểm soát trực tiếp mà nó phụ thuộc và những điều kiện công nghệ khác như năng suất, khí trơ, nồng độ Amoniac ở đầu vào tháp tổng hợp, tỉ lệ H2/N2 và hoạt tính xúc tác

Năng suất tăng khi áp suất tăng và đối với điều kiện công nghệ đã thiết lập, áp suất

sẽ tự nó điều chỉnh sao cho năng suất sẽ tương ứng với lượng khí đầu vào chu trình Áp suất chu trình tăng khi tăng khí đầu vào chu trình, giảm lưu lượng tuần hoàn hoặc tăng hàm lượng khí trơ, tăng nồng độ Amoniac trong khí đầu vào tháp tổng hợp, thay đổi tỉ lệ

H2/N2 so với điểm tối ưu và giảm hoạt tính xúc tác

Chương 3 PHÂN XƯỞNG UREATổng quan: Phân xưởng Urea sản xuất Urea từ hai nguồn nguyên liệu chính là: CO2

và NH3 từ phân xưởng Ammonia Với công nghệ bản quyền thuộc về Snamprogetti-Italy, công suất 2200 tấn urea/ngày

Sơ đồ tổng thể xưởng Urea:

Hình 3- : Dây chuyền công nghê xưởng Urea

Xưởng Urea được mô tả qua các công đoạn chính sau:

- Nén CO2

- Tổng hợp urea và thu hồi NH3, CO2 cao áp,

- Tinh chế urea và thu hồi NH3, CO2 trung áp,

- Tinh chế urea và thu hồi NH3, CO2 thấp áp,

- Cô đặc urea,

1001 sử dụng hệ hơi nước cao.

3.2 Tổng hợp urea:

Urea là sản phẩm được tạo thành qua phản ứng tổng hợp giữa NH3 lỏng và khí CO2 Trong tháp tổng hợp urea 20-R-1001, NH3 lỏng và CO2 phản ứng tạo thành ammonium carbamate, một phần ammonium carbamate tách nước tạo urea

Các phản ứng xảy ra như sau:

2NH3 + CO2 ↔ NH2COONH4 + 32560 kcal/kmol

NH2-COO-NH4 ↔ NH2-CO-NH2 + H2O – 42000 kcal/kmol

Ở điều kiện phản ứng ( T=188 – 190 0C, P=152 – 157 barg), phản ứng thứ nhất xảy ra nhanh chóng và hoàn toàn, phản ứng thứ hai xảy ra chậm và quyết định tốc độ phản ứng tổng hợp Phản ứng thứ nhất tỏa nhiệt mạnh trong khi đó phản ứng thứ hai thu nhiệt yếu xảy ra trong pha lỏng với tốc độ chậm

Các yếu tố ảnh hướng đến quá trình tổng hợp urea:

- Tỷ lệ NH3/CO2: Như mô tả trong phản ứng đầu, tỷ lệ mol lý thuyết của NH3/CO2 là

2, khi tỷ lệ này thay đổi từ 2 đến 9, sản phẩm urea thay đổi 40 – 85%, khi tỷ lệ này từ 2 đến 5, sản phẩm urea thay đổi từ 40 – 45% Nên trong thực tế, tại các nhà máy sản xuất urea, tỷ lệ NH3/CO2 nằm trong khoảng từ 2,5 đến 5 Theo giản đồ dưới

Hình 3- : Liên hệ giữa tỷ lệ NH 3 /CO 2 với hiệu suất chuyển hóa

- Tỷ lệ H2O/CO2: Theo phản ứng thứ hai, lượng nước dư trong dung dịch làm cản trở sự hình thành urea từ ammonium carbamate, nhưng nếu lượng nước quá thấp thì nồng

độ ammonium carbamate trở nên cao cùng với vấn đề tắt nghẽn đường ống Do đó, thông thường tỷ lệ mol H2O/CO2 là 0,4 đến 1

- Nhiệt độ và áp suất: Rõ ràng, tại điều kiện phản ứng tốc độ phản ứng phụ thuộc vào phản ứng thứ hai, đây là phản ứng thu nhiệt yếu, tăng số mol và xảy ra trong pha lỏng Nên độ chuyển hóa của phản ứng tăng khi tăng nhiệt độ và giảm áp, trong thực tế phản ứng tiến hành ở 188 0C và áp suất là 152,8 barg

3.3 Phân hủy carbamate và thu hồi:

Phản ứng phân hủy là phản ứng ngược chiều với phản ứng tổng hợp

NH2-COO-NH4 ↔ 2NH3 + CO2 - Q

Là phản ứng thu nhiệt, tăng thể tích nên xảy ra mãnh liệt khi giảm áp hoặc tăng nhiệt Trong nhà máy sự phân hủy được tiến hành trong 3 giai đoạn.

3.3.1 Phân hủy cao áp trong thiết bị Stripper cao áp 20-E-1001:

Sự phân hủy được xúc tiến bằng cách gia nhiệt và tách CO2 bằng cách cho bay hơi lượng du NH3 ở mức áp suất thấp hơn một chút so vói phản ứng phân hủy urea Thiết bị Stripper là thiết bị trao đổi nhiệt kiểu màng Do đó, các dòng lỏng và khí được phân hủy

và bay hơi khi tiếp xúc ngược dòng và nồng độ CO2 trong dòng lỏng giảm dần từ đỉnh xuống đáy ống Stripper

3.3.2 Phân hủy trong thiết bị trung áp 20-E-1002A/B:

Để tăng cường quá trình phân hủy, cần thiết phải gia nhiệt tới nhiệt độ cao hơn hoặc giảm áp suất tới mức thấp hơn Thiết bị phân hủy trung áp làm việc ở áp suất 19.5 barg và nhiệt độ 145 0C – 165 0C, nhiệt phân hủy được cung cấp nhờ hơi nước 4.9 barg,

158 0C trong phần vỏ trên 20-E-1002A, và nước ngưng 219 0C từ thiết bị Stripper trong phần vỏ dưới 20-E-1002B

3.3.3 Phân hủy trong thiết bị thấp áp 20-E-1003:

Áp suất càng thấp, sự mất mát NH3, CO2 khỏi hệ thống càng thấp, nhưng dung dịch thu hồi loãng hơn, hơi nước tuần hoàn lại về tháp tổng hợp cùng NH3, CO2 Thiết bị phân hủy thấp áp làm việc ở áp suất 4 barg, nhệt dộ 130 0C – 150 0C, nhiệt phân hủy được cung cấp nhờ hơi nước 4,9 barg , 158 0C

Khí từ thiết bị phân hủy trung áp được trộn với dung dịch cacbonat loãng từ bình chứa của cụm thấp áp, sau đó được làm lạnh và được hấp thụ dưới dạng dung dịch cacbonat ở phía vỏ của thiết bị tiền cô đặc 20-E-1004, sau đó được đưa sang thết bị ngưng tụ trung áp 20-E-1006.

Từ thết bị ngưng tụ trung áp, dung dịch cacbonat được đưa sang tháp hấp thụ trung

áp 20-T-1001, tại đây, NH3 được làm sạch và được thu hồi dưới dạng NH3 lỏng trong bình chứa NH3, từ đó nó được tuần hoàn về tháp tổng hợp qua bơm 20-P-1002A/B

NH3 lỏng từ bình chứa NH3 20-V-1005, được đưa vào đỉnh tháp hấp thụ dưới dạng lỏng hồi lưu

Khí từ thiết bị Stripper được trộn với dung dịch cacbonat từ đáy tháp hấp thụ của cụm trung áp được gia nhiệt trong 20-E-1005A/B Sau đó được tách khí tại thiết bị tách 20-V-1001, phần lỏng được nhập chung với dòng NH3 fresh rồi được bơm bằng ejector 20-J-1001 đến nhiệt độ 125 0C, áp suất 157 barg trước khi vào tháp

3.3.4 Cô đặc chân không:

Dung dịch urê ra khỏi giai đoạn phân hủy thấp áp có nồng độ 69÷72%kl, cần được

cô đặc tới 99.75% kl để thu được dung dịch thích hợp cho tạo hạt Phương pháp đơn giản nhất và được sử dụng rộng rãi nhất là cô đặc trực tiếp, thực chất là gia nhiệt dung dịch dưới áp suất chân không để tách nước

Trong phân xưởng urea, dung dịch urea được cô đặc bằng thiết bị cô đặc chân không sơ bộ và thiết bị cô đặc chân không thứ nhất tới 95% khối lượng ở 0,28 barg, 128

0C và tới 99,75% khối lượng ở 0,027 barg, 136 0C trong bình tách chân không thứ hai

3.3.5 Tạo hạt:

Hình 3- : Tháp tạo hạt 20-Z-1008

Urea nóng chảy ra khỏi bình chứa 1015 được đưa đến gàu tạo hạt 1009A/B bằng bơm ly tâm 20-P-1008A/B Urea nóng chảy từ gàu tạo hạt rơi xuống đáy tháp, tiếp xúc với dòng không khí, được dòng không khí làm lạnh và đóng rắn tạo thành hạt rơi xuống

20-Z-NH3 tự do (vài ppm) có trong urea nóng chảy có thể được thải ra khí quyển do lôi cuốn theo dòng khí làm lạnh thổi qua tháp tạo hạt Để giảm sự thoát khí, dung dịch axit sulfuric 98%, từ bồn chứa 30-V-1040, được phun vào dòng urea nóng chảy bằng bơm định lượng 20-P-1020A/B, ở đầu vào của bơm 20-P-1008A/B Bằng cách này NH3 phản ứng với axit sulfuric tạo thành ammonium sulfat, muối này sẽ trộn lẫn và đóng rắn cùng với urea

Urea hạt được tập trung ở giữa tháp bằng cào quay hình nón 20-Z-1007 và thông qua một phiễu hình nón, chúng rơi vào băng tải (20-N-1001) của tháp tạo hạt

Sàng 20-Z-1012, phía dưới của băng tải sẽ loại bỏ urea vón cục, urea có đường kính lớn (>2,8mm), urea này được xả trực tiếp và được hòa tan trong bồn chứa urea kín

20-TK-1003 thông qua băng tải tuần hoàn urea 20-N-1002 Urea sản phẩm được băng tải 20-N-1003 đưa sang kho chứa.

3.3.6 Cụm xử lý nước thải:

Cụm này xử lý nước thải nhiễm NH3, CO2 và urea từ cụm cô đặc chân không để thu được nước ngưng sạch không chứa NH3, CO2 và urea Nước ngưng của quá trình chứa NH3, CO2 và urea cùng với nước xả được tập trung trong bồn chứa cacbonat kín 20-TK-1004 và được đưa vào 20-TK-1002 bằng bơm 20-P-1016A/B Từ 20-TK-1002 nước ngưng quá trình được bơm vào tháp chưng 20-T-1002 bằng bơm 20-P-1014A/B

Cột chưng 20-T-1002 có 55 đĩa thực tế, và được chia thành hai phần chính bằng một đĩa ngăn cách giữa đĩa thứ 35 và 36 (tính từ đáy) Táp làm việc ở nhiệt độ (đáy/đỉnh): 157/130 0C, áp suất (đáy/đỉnh): 4,7/4,2 barg

Nước ngưng từ đĩa ngăn được bơm 20-P-1015A/B bơm lên thiết bị phân hủy urea 20-R-1002, ở đây urea bị phân hủy thành NH3, CO2 Thiết bị này làm việc ở áp suất 34,3 barg, nhiệt độ 235 0C Hơi từ thiết bi phân hủy, hơi từ tháp chưng, dòng off gas từ thiết bị phân hủy thấp áp được trộn chung với nhau qua công đoạn làm lạnh ngưng tụ rồi tuần hoàn lại quá trình tổng hợp urea

Nước ngưng sạch có nhiệt độ cao 157 0C, áp suất 5,9 barg được tận dụng nhiệt bằng cách làm tác nhân nóng cho các thiết bị trao đổi nhiệt sau:

• 20-E-1013: gia nhiệt cho dung dịch cacbonat cao áp tuần hoàn

• 20-E-1016: gia nhiệt sơ bộ dòng nạp liệu trong tháp chưng cất 20-T-1002

• 20-E-1024: làm lạnh nước ngưng sau cùng bằng nước sông