Mô phỏng, tối ưu hóa và xử lý sự cố cho xưởng tổng hợp amoniac ở công ty phân đạm và hóa chất hà bắc

Học viên: Vương Chí Cường – Lớp KTHH 2014B 6 LỜI MỞ ĐẦU Amoniac là một trong những nguyên liệu quan trọng của công nghiệp hóa chất trong tổng hợp đạm urê, NH4NO3, HNO3, sản xuất phân b

Trang 1

Học viên: Vương Chí Cường – Lớp KTHH 2014B 1

MỤC LỤC

LỜI CẢM ƠN 5

LỜI MỞ ĐẦU 6

Phần 1 TỔNG QUAN LÝ THUYẾT 7

I.1 Lý thuyết về Amonia 7

1.1.1 Lịch sử phát triển công nghệ sản xuất amoniac 7

1.1.2. Các nguyên liệu sản xuất amoniac 8

1.1.2.1 Nguyên liệu ở thể rắn 8

1.1.2.2 Nguyên liệu ở thể lỏng hoặc thể khí 9

1.1.2.3 Nguyên liệu khí tự nhiên 10

1.1.3 Tính chất vật lý NH3 10

1.1.4 Tính chất hóa học của NH3 12

1.1.5 Cơ chế của phản ứng tổng hợp NH3 13

I.2 Giới thiệu các công nghệ sản xuất amoniac 14

1.2.1 Công nghệ Kellogg 15

1.2.2. Công nghệ LCA 17

1.2.3. Công nghệ của Haldor Topsoe 17

I.3 Giới thiệu về Công ty Phân đạm và Hóa chất Hà Bắc 20

1.3.1 Lịch sử hình thành và phát triển của Công ty 20

1.3.2 Xưởng Tổng hợp Amoniac 22

1.3.2.1 Amoniac sản phẩm 22

1.3.2.2 CO 2 sản phẩm 22

1.3.3. Nguyên liệu 23

1.3.4 Giới thiệu về các công đoạn trong xưởng Amoniac 23

1.3.4.1 Công đoạn chuyển hóa CO 23

1.3.4.2 Cương vị rửa Rectisol (khử CO 2 , H 2 S) 26

1.3.4.3 Cương vị rửa Nitơ lỏng 34

1.3.4.4 Tổng hợp NH 3 37

1.3.4.4.1 Máy nén khí tổng hợp NH 3 38

1.3.4.4.2 Vòng tuần hoàn tổng hợp 40

1.3.4.4.3 Tháp tổng hợp NH 3 04R501 41

1.3.4.4.4 Hệ thống làm lạnh, phân ly NH 3 sản phẩm: 46

PHẦN 2: MÔ PHỎNG CÔNG NGHỆ TỔNG HỢP NH 3 47

II.1 Giới thiệu về phương pháp nghiên cứu 47

II.2 Phương pháp đánh giá hiệu quả 50

Trang 2

2.2.1 Đánh giá lý thuyết 50

2.2.2 Đánh giá thực tế 51

Phần III KẾT QUẢ VÀ THẢO LUẬN 52

III.1 Khảo sát các yếu tố ảnh hưởng tới độ chuyển hóa của NH3 trong HYSYS 52

3.1.1 Ảnh hưởng của nhiệt độ tới độ chuyển hóa NH3 52

3.1.2 Ảnh hưởng của đường kính thiết bị 54

3.1.3 Ảnh hưởng của chiều dài các tầng xúc tác 56

3.1.4 Ảnh hưởng bởi độ giảm áp trong các tầng xúc tác 57

3.1.5 Ảnh hưởng của áp suất đầu vào các tầng xúc tác tới độ chuyển hóa của phản ứng 59

3.1.6 Nồng độ ammonia ở đầu vào tháp tổng hợp 61

3.1.7 Các khí trơ/khí phóng không 61

3.1.8 Tỉ lệ Hydro/nitơ 61

3.1.9 Tốc độ tuần hoàn 62

III.2 Đề xuất phương án thay đổi điều kiện vận hành tại cương vị tổng hợp NH3 nhằm nâng cao hiệu suất chuyển hóa của phản ứng 62

3.2.1 Đánh giá hiệu quả theo phương án 63

3.2.1.1 Mô phỏng lưu trình công nghệ tại Xưởng Tổng hợp NH3 số 2 Công ty Phân Đạm và Hóa chất Hà Bắc 63

3.2.1.2 Máy nén 04K401 65

3.2.1.3 Thiết bị phản ứng R04501 69

3.2.2 Kết quả đánh giá theo mô phỏng 75

3.2.2.1 Đánh giá sản lượng NH3 tăng lên 75

3.2.2.2 Đánh giá công của máy nén 04K401 75

3.2.2.3 Tính toán lợi ích của việc thay đổi phương án vận hành 77

3.2.3 Xử lý sự cố trong sản xuất 81

3.2.3.1 Áp suất đường hơi cao áp 3.82MPa bị giảm sâu 81

3.2.3.2 Sự cố vi lượng ra công đoạn rửa Nitơ lỏng: 82

3.2.3.3 Sự cố tụt nhiệt hệ thống tháp tổng hợp: 83

KẾT LUẬN 84

TÀI LIỆU THAM KHẢO 85

Trang 3

DANH MỤC CÁC HÌNH

Hình 1: Sơ đồ nguyên lý tổng hợp NH3 từ than đá 8

Hình 2: Sơ đồ khối phương pháp làm lạnh thâm độ tổng hợp NH3 9

Hình 3 Sơ đồ khối phương pháp tổng hợp NH3 đi từ nguyên liệu thể lỏng hoặc thể khí 10

Hình 4: Sơ đồ tổng hợp NH3 Kellog 16

Hình 5 : Sơ đồ khối sản xuất NH3 tại công ty Phân đạm và Hóa chất Hà Bắc 18

Hình 6 Sơ đồ công nghệ tổng hợp amonia của HALDOR TOPSOE 19

Hình 7: Lưu trình công nghệ cương vị chuyển hóa CO 25

Hình 8: Lưu trình công nghệ cương vị Rectisol 33

Hình 9: Lưu trình công nghệ cương vị rửa N2 lỏng 36

Hình 10: Ví dụ về đường làm việc của máy nén 39

Hình 11: Lưu trình công đoạn tổng hợp NH3 43

Hình 12: Tháp tổng hợp NH3 Haldor Topsoe seri S300 45

Hình 13: Ảnh hưởng của nhiệt độ vào tầng 1 tới độ chuyển hóa phản ứng 53

Hình 14: Ảnh hưởng của nhiệt độ vào tầng 2 tới độ chuyển hóa phản ứng 53

Hình 15: Ảnh hưởng của nhiệt độ vào tầng 3 tới độ chuyển hóa 54

Hình 16: Ảnh hưởng của đường kính tầng 1 tới độ chuyển hóa NH3 55

Hình 19: Ảnh hưởng của chiều dài tầng xúc tác 1 tới độ chuyển hóa 56

Hình 22 : Ảnh hưởng của độ giảm áp tầng xúc tác 1 tới độ chuyển hóa 58

Hình 23:Ảnh hưởng của độ giảm áp tầng xúc tác 2 tới độ chuyển hóa 58

Hình 24: ảnh hưởng của độ giảm áp tầng xúc tác 3 tới độ chuyển hóa 58

Hình 25 Ảnh hưởng của áp suất vào tầng 1 tới độ chuyển hóa của phản ứng 59

Hình 26: Ảnh hưởng của áp suất vào tầng 2 tới độ chuyển hóa của phản ứng 60

Hình 27: Ảnh hưởng của áp suất vào tầng 3 tới độ chuyển hóa của phản ứng 60

Hình 28: Case mô phỏng Xưởng Tổng hợp NH3 số 2 Công ty Phân Đạm và Hóa Chất Hà Bắc 64

Hình 29 Case mô phỏng máy nén 04K401 65

Hình 30: Các thông số máy nén K401 trong điều kiện vận hành bình thường 68

Hình 31: Case mô phỏng thiết bị phản ứng R04501 69

Hình 32: Các thống số làm việc của máy nén K401 ở P=13,7MPa 76

Hình 33: Các thống số làm việc của máy nén K401 ở P=13,8 MPa 76

Hình 34: Các thông số hệ lạnh đông ở P=13,7MPa 79

Hình 35: Các thông số hệ lạnh đông ở P=13,8MPa 79

Trang 4

DANH MỤC CÁC BẢNG

Bảng 1: Các thông số hoá lý cơ bản của NH3 11

Bảng 2: Tiêu chuẩn Amoniac sản phẩm 22

Bảng 3: Các loại xúc tác được sử dụng 44

Bảng 4: Các thông số dòng nguyên liệu đầu vào máy nén K401 66

Bảng 5 Thông số dòng nguyên liệu vào tháp Tổng hợp 70

Bảng 6: Thông số dòng khí ra tháp tổng hợp 71

Bảng 7: Thông số dòng NH3 sản phẩm 72

Bảng 8: So sánh kết quả mô phỏng và số liệu thực tế của nhà máy 72

Bảng 9: Thông số dòng nguyên liệu vào tháp tổng hợp ở P=13,8MPa 73

Bảng 10 Thông số dòng khí ra khỏi tháp tổng hợp NH3 (áp suất vào tháp 13,8MPa) 74

Bảng 11: NH3 sản phẩm ở P=13,8MPa 75

Bảng 12 So sánh các thông số mô phỏng máy nén 04K401 ở 2 áp suất 76

Bảng 13 Bảng tính lợi nhuận của phương án 78

Bảng 14 So sánh các thông số hệ lạnh đông ở 2 áp suất 80

Bảng 15: Giới hạn nồng độ các chất gây hại và phụ tải hệ thống tương ứng 83

Trang 5

LỜI CẢM ƠN

Tôi xin bày tỏ lòng biết ơn sâu sắc tới PGS.TS Phạm Thanh Huyền Cám

ơn cô đã tận tình hướng dẫn và chỉ bảo cách làm một đồ án tốt nghiệp hiệu quả nhất

Tôi cũng xin cảm ơn Bộ môn Công nghệ hữu cơ - hóa dầu, Viện Kỹ thuật hóa học, Trường Đại học Bách Khoa Hà Nội đã hết sức tạo điều kiện thực hiện

đề tài này

Xin chân thành cảm ơn!

Hà Nội, ngày tháng năm 2016

Vương Chí Cường

Trang 6

LỜI MỞ ĐẦU

Amoniac là một trong những nguyên liệu quan trọng của công nghiệp hóa chất trong tổng hợp đạm urê, NH4NO3, HNO3, sản xuất phân bón DAP… Tại Việt Nam, Amoniac được tổng hợp tại các nhà máy Đạm Hà Bắc, Đạm Ninh Bình, Đạm Phú Mỹ, Đạm Cà Mau với các nguồn nguyên liệu chính từ than hoặc khí đồng hành với các công nghệ khác nhau theo hướng ngày càng hiện đại, mức độ tự động hóa cao, giảm tiêu hao năng lượng và nguyên liệu

Hầu như tất cả Amoniac trên thế giới được sản xuất bằng phản ứng của Nitơ và Hydro có xúc tác Hydro dùng để tổng hợp Amoniac được sản xuất bằng quá trình Refoming hơi nước các Hydrocacbon (ở dạng lỏng và khí) hoặc than

đá Nguồn cung cấp Nitơ chủ yếu từ quá trình hóa lỏng không khí hoặc có thể nhận được Nitơ từ quá trình chế biến khí tự nhiên và khí đồng hành

Có nhiều nguồn nguyên liệu khác nhau sử dụng cho quá trình tổng hợp NH3 như: than đá, dầu nặng naphta, khí tự nhiên, khí đồng hành Các nhà máy sản xuất NH3 hiện nay hầu như dựa vào nguồn nguyên liệu chính là khí tự nhiên

và khí đồng hành Xu hướng này cũng tiếp tục trong tương lai

Luận văn này nghiên cứu “Mô phỏng, tối ưu hóa và xử lý sự cố cho Xưởng Tổng hợp amoniac ở Công ty Phân đạm và Hóa chất Hà Bắc”

Trang 7

Phần 1 TỔNG QUAN LÝ THUYẾT I.1 Lý thuyết về Amonia

1.1.1 Lịch sử phát triển công nghệ sản xuất amoniac

Sản phẩm amoniac đã xuất hiện rất sớm từ đầu thế kỷ 18 Khi đó người ta tổng hợp ammonia ở áp suất cao và nhiệt độ cao, tới năm 1821 người ta cố gắng tổng ammonia có sự trợ giúp của xúc tác nhưng không đạt được

Vào năm 1860, bằng phương pháp hồ quang người ta tổng hợp được ammonia từ Nitơ và Hydro nhưng hiệu quả không cao

Do nhu cầu sử dụng amoniac ngày một nhiều nên đã có nhiều phương pháp tổng hợp ammonia ra đời, năm 1961 tổng hợp amoniac với xúc tác sắt nhiệt độ cao, với hiệu suất 0,1%

Tới năm 1930, việc tổng hợp ammonia đã thành công với nhiều loại xúc tác khác nhau nhưng hiệu quả cao nhất là xúc tác kim loại Ni

Công ty Kellogg đưa ra công nghệ tổng hợp NH3 “tối đa hoá năng lượng” vào thập kỷ 60, nhiệt sinh ra từ các phản ứng chuyển hoá khí tự nhiên và các quá trình tuần hoàn, phức tạp, hiệu quả kinh tế phụ thuộc công suất của nhà máy, công suất càng lớn hiệu quả kinh tế cao, đồng thời hiệu quả kinh tế còn phụ thuộc vào dây chuyền công nghệ

Vào năm 1988, với công nghệ mang tên LCA, công ty ICI của Anh đã có một bước đột phá mới trong công nghệ tổng hợp NH3 ở áp suất thấp và nhiệt độ thấp hơn các phương pháp cũ Công nghệ này sử dụng xúc tác hoạt tính cao, đưa vai trò xúc tác làm nền tảng cho công nghệ tổng hợp NH3 Ngày nay dây chuyền sản xuất NH3 hiện đại có thể đạt được năng suất từ 1200 ÷ 1500 tấn/ngày đêm

Nước ta hiện nay đã có một số nhà máy: khí điện đạm Cà Mau, Điện Đạm Phú Mỹ, Đạm Ninh Binh, Đạm Hà Bắc đã đi vào hoạt động với sử dụng nguồn nguyên liệu sẵn có, đáp ứng nhu cầu NH3 cho sản xuất Urê và các ngành công nghiệp hoá học khác

Trang 8

1.1.2.1 Nguyên liệu ở thể rắn

Nguyên liệu:

 Nhiên liệu rắn

 Hơi nước

 Không khí hoặc không khí giàu oxy

Phương pháp sản xuất này được mô tả ở sơ đồ hình khối sau

Khí sau phản ứng

Chuyển hoá CO Khử hợp chất sulfur

Nén khí nguyên liệu

Rửa đồng để khử

CO và khử CO2bằng dung dịch kiềm

Hình 1: Sơ đồ nguyên lý tổng hợp NH3 từ than đá [3]

Trang 9

1.1.2.2 Nguyên liệu ở thể lỏng hoặc thể khí

Nguyên liệu

 Nhiên liệu thể lỏng hoặc thể khí

 Hơi nước

 Không khí hoặc không khí giàu oxy

Chúng được chuyển hoá hoặc oxy hoá không hoàn toàn Phương pháp này được

mô tả ở trong sơ đồ hình khối

Tổng hợp NH3Nén khí nguyên liệu

Khí giàu H2

Khử sạch CO2 bằng N2 lỏng

Làm lạnh thâm độ Khử CO2 bằng chất hấp thụ Khử sạch hợp chấtsulfur

Trang 10

Hình 3 Sơ đồ khối phương pháp tổng hợp NH3 đi từ nguyên liệu thể lỏng hoặc

thể khí

1.1.2.3 Nguyên liệu khí tự nhiên

Khí tự nhiên có mặt ở rất nhiều nơi trên thế giới như Trung đông, Đông nam á, Châu âu, Mỹ…Về thành phần của khí tự nhiên qua các nghiên cứu cho thấy, với mỗi quốc gia có thành phần khí tự nhiên khác nhau, nhưng thành phần chủ yếu trong khí tự nhiên là khí metan, từ 70% trở lên

Ở Việt nam chúng ta khí tự nhiên có ở cả miền Bắc và miền Nam Miền Bắc có mỏ khí tìm được ở Tiền Hải-Thái Bình vào năm 1981 Phía Nam có các

mỏ như Nam Côn Sơn, Lan Tây, Lan Đỏ…, với trữ lượng tương đối lớn, ngoài

ra nguồn khí đồng hành cũng cung cấp một khối lượng khí không nhỏ

Khử phần lớn CO2

bằng H2O hoặc dung

dịch kiềm

Khử CO bằng dung dịch đồng Tổng hợp NH3

Chuyển hoá CO

Trang 11

amoniac phụ thuộc vào nhiệt độ, áp suất, nhiệt độ càng tăng khả năng hoà tan

amoniac càng giảm

Ở nhịêt độ thường NH3 rất ổn định, nhưng ở nhiệt độ cao ≥ 12000C NH3

dễ bị phân huỷ, nếu có xúc tác NH3 bị phân huỷ ngay ở 3000C NH3 là chất hoạt

tính cao

Một số thông số hoá lý cơ bản của amoniac: [9, 14]

Bảng 1: Các thông số hoá lý cơ bản của NH3

Tỷ trọng chất khí ở 00C; 101,3 kPa (g/cm3) 0,638

Tỷ trọng chất khí ở - 33,430C; 101,3 kPa (g/cm3) 0,888

Giới hạn nổ hỗn hợp NH3 với oxy ở 200C; 101,3kPa 15 ÷ 79%

Giới hạn nổ hỗn hợp NH3 với không khí ở 200C;

101,3kPa

16 ÷ 27%

Trang 12

Ammonia là chất hoạt tính cao, dễ tham gia phản ứng hoá học, nó tham

gia vào các phản ứng kết hợp thay thế, và oxy hoá

Ammonia có khối lượng phân tử là 17,0312 công thức phân tử là NH3

 NH3 tham gia phản ứng cộng với H2O:

NH3 + H2O  NH4+ + OH-

 NH3 thể hiện tính bazơ yếu khi có nhận một proton:

3 2

3

NH

OH NH

 Nếu có xúc tác phân huỷ ngay ở 3000C:

4NH3 + 5O2   300o C ,xt4NO + 6H2O

Trang 13

Cơ chế của quá trình tổng hợp ammonia là được nghiên cứu bởi các kỹ thuật hàng đầu bao gồm các phương pháp sau: Phương pháp thay đổi đồng vị, TPD, XPS, phương pháp đo nhiệt lượng, một số phương pháp quang phổ khác

và các thiết bị nghin cứu bề mặt được hợp nhất hoá

Dựa trên mô hình nghiên cứu bề mặt các nhà khoa học đưa ra cơ chế hoạt động của xúc tác sắt

Trang 14

I.2 Giới thiệu các công nghệ sản xuất amoniac

Trong công nghiệp, việc sản xuất NH3 được thực hiện theo nhiều phương pháp công nghệ khác nhau Tuỳ thuộc vào từng hãng thiết kế khác nhau mà có những đặc điểm khác nhau Dựa vào áp suất của hệ thống tổng hợp người ta chia

ra 3 công nghệ tổng hợp amoniac khác nhau như sau [3, 5]:

- Tổng hợp áp suất cao: Phương pháp này thực hiện ở áp suất 60 ÷ 100 MPa Phản ứng được thực hiện ở áp suất cao nên quá trình chuyển hoá diễn ra nhanh, hiệu suất phản ứng cao, cường độ sản xuất lớn, dễ phân tách NH3 khỏi phản ứng Tuy nhiên do áp suất tổng hợp cao, việc chế tạo thiết bị khó khăn và phức tạp hơn Tháp tổng hợp, đường ống, thiết bị phải được thiết kế cho phù hợp với áp suất cao Áp suất cao sẽ tiêu hao nhiều năng lượng đồng thời do nhiệt

độ và áp suất làm việc lớn nên hoạt tính xúc tác giảm, thời gian sử dụng xúc tác ngắn Vì những lý do trên nên phương pháp này ít được sử dụng

- Tổng hợp áp suất trung bình: Dây chuyền tổng hợp amoniac ở áp suất trung bình (25 ÷ 50 MPa) sử dụng năng lượng ít hơn phương pháp áp suất cao, thiết bị dễ chế tạo hơn do vậy hiệu quả kinh tế cao hơn Phương pháp này được

sử dụng rộng rãi trong các nhà máy được xây dựng từ thập kỷ 70 của thế kỷ trước (như dây chuyền cũ của Đạm Hà Bắc)

- Tổng hợp áp suất thấp: 10 ÷ 15 MPa: Quá trình tổng hợp áp suất thấp có

ưu điểm vượt trội so với các phương pháp khác, do quá trình thực hiện ở áp suất thấp, việc chế tạo thiết bị gọn nhẹ hơn nên giá thành vừa phải Ở áp suất thấp, nhiệt

độ làm việc thấp dễ vận hành và điều chỉnh nhiệt độ Xúc tác sử dụng bền (có thể

sử dụng đến trên 20 năm), tiêu hao năng lượng thấp Chi phí chế tạo thiết bị cũng thấp hơn và an toàn hơn Đây là phương pháp được sử dụng phổ biến trên thế giới hiện nay Bên cạnh những ưu điểm trên thì phương pháp tổng hợp áp suất thấp

có nhược điểm là hiệu suất tổng hợp không cao, nồng độ NH3 đạt được khoảng

8 ÷ 25%, xúc tác có hoạt tính cao nên yêu cầu nguyên liệu khí tổng hợp phải sạch, hàm lượng các chất có hại cho xúc tác như CO, CO2, Cl, P… rất thấp (hàm

Trang 15

lương chất gây hại chỉ ở mức ppm) tránh gây ngộ độc xúc tác Lượng khí tuần hoàn lớn làm nên tiêu hao nhiều năng lượng để làm lạnh hệ thống ngưng tụ tách NH3 Xưởng NH3 số 2 của Nhà máy Đạm Hà Bắc sử dụng công nghệ này

Sau đây là công nghệ của một số hãng trên thế giới

1.2.1 Công nghệ Kellogg

Vào thập kỷ 70 thế kỷ trước Kellogg đã áp dụng phương pháp tổng hợp

áp suất thấp, và là hãng đầu tiên áp dụng phương pháp này Sơ đồ công nghệ như sau:

Từ khí tự nhiên qua công đoạn tách lưu huỳnh, và các hợp chất chứa lưu huỳnh được đưa vào phản ứng với hơi nước có gia nhiệt thêm (quá trình Reforming sơ cấp) tạo ra H2, CO, CO2 hỗn hợp này được đưa đến thiết bị reforming thứ cấp để chuyển hoá hết lượng CH4 còn lại sau quá trình reforming

sơ cấp

Sau quá trình reforming sơ cấp, thứ cấp thu được khí tổng hợp, rồi đưa tới tháp chuyển hoá nhiệt độ cao và thấp để chuyển hết CO thành CO2 Sau đó CO2 được hấp thụ đem đi tái sinh, hỗn hợp khí sau khi tách CO2 tái sinh đi vào tháp khử hết CO metan hoá cho phép (CO + CO2 ≤ 5ppm) Sau đó được nâng lên nhiệt độ 4800C, 195 ÷ 320 atm dẫn tới tháp tổng hợp với xúc tác Fe Sản phẩm tạo thành được đưa sang tháp tách NH3, khí chưa chuyển hoá được nén trở lại tháp tổng hợp NH3

Điểm đặc biệt của công nghệ Kellogg là nhiệt độ cao quá trình reforming

sơ cấp được các ống xoắn tách tái sử dụng thiết bị đun sôi, chạy hơi cao áp, chạy tua bin máy nén ly tâm

Nhược điểm của công nghệ Kellogg:

 Tiếng ồn;

 Công suất hạn chế;

 Máy nén tuabin, các thiết bị, đường ống hơi cao áp có giá thành

cao

Trang 16

3 – Reforming sơ cấp, 4 – Thiết bị đun sôi phụ trợ

Trang 17

5 – Công đoạn trao đổi nhiệt đối lưu 6 – Cột khí thải

7 – Reforming thứ cấp 8 – Thiết bị trao đổi nhiệt

11 – Chuyển hoá CO nhiệt độ thấp 12 – Tháp metan hoá

13 – Tháp hấp thụ CO2 14 – Tách dầu

15 – Thu hồi CO2 16 – Thiết bị chuyển hoá ammonia

17 – Thiết bị tách ammonia áp suất cao 18 – Thùng chứa ammonia

19 - Thiết bị thu hồi ammonia

 Bảo vệ môi trường sinh thái và con người tốt hơn

 Khả năng xảy ra sự cố thấp hơn các phương pháp trước

 Đặc điểm của phương pháp này là sử dụng xúc tác có hoạt tính cao để nâng cao hiệu suất phản ứng, tăng năng suất, giảm áp suất làm việc

 Được thiết kế linh hoạt có khả năng thay đổi thiết bị phụ, tự động điều khiển đến từng thiết bị

Hiện nay công nghệ này đã được triển khai và áp dụng tại Severnside với công suất 480 tấn/ngày

1.2.3 Công nghệ của Haldor Topsoe [1, 2, 12]

Công nghệ Haldor Topsoe là công nghệ sản xuất amoniac có mức tiêu hao năng lượng thấp đi từ các loại nguyên liệu khác nhau, từ khí thiên nhiên, naphta nặng đến than đá Hiện nay trên thế giới có hơn 60 nhà máy sản xuất amoniac

theo công nghệ Haldor Topsoe Công nghệ Haldor Topsoe hiện chiếm đến 50%

thị phần trên thị trường công nghệ trong lĩnh vực tổng hợp amoniac trên thế giới

Trang 18

Các nhà máy sản xuất amoniac (và phân đạm) hiện đại nhất trên thế giới đều chuyển nguyên liệu đầu, ví dụ khí thiên nhiên, khí hóa lỏng, naphta, hoặc than

đá thành khí tổng hợp (syngas) có chứa hydro (H2) và cacbon monooxit (CO) Tiếp đó là quá trình biến đổi thành phần CO trong khí tổng hợp để thu được CO2

và H2 Khí H2 được tách khỏi hỗn hợp nhờ quá trình tinh chế làm sạch khí (loại

bỏ các thành phần CO2, H2S, CO còn dư…) Nitơ (N2) được lấy từ không khí sau khi phản ứng hết oxy trong quá trình khí hóa nguyên liệu chứa cacbon hoặc nhờ quá trình phân ly không khí Sau khi điều chỉnh tỷ lệ N2:H2 người ta tiến hành tổng hợp NH3 bằng quá trình Haber-Bosch theo phản ứng: 3H2 + N2 → 2NH3

Tại Việt Nam, các nhà máy phân đạm mới được xây dựng đều áp dụng quy trình công nghệ tổng hợp amoniac của hãng Haldor Topsoe như: Nhà máy Phân đạm Phú Mỹ, Nhà máy Phân đạm Cà Mau của PetroVietnam (đi từ khí tự nhiên), Nhà máy Phân đạm Ninh Bình, Hà Bắc của VINACHEM (đi từ than đá)

Hình 5 : Sơ đồ khối sản xuất NH3 tại công ty Phân đạm và Hóa chất Hà Bắc

Tháp tổng hợp NH3 làm việc ở 137 at và nhiệt độ 350-500oC Sản phẩm thu được gồm NH3 và các khí khác qua thiết bị làm lạnh bằng nước hạ nhiệt độ từ

380oC xuống khoảng 35oC và đưa tới thiết bị ngưng tụ NH3 ở -5oC và đưa vào thiết bị phân ly NH3 lỏng được tách ra phần khí không ngưng được tuần hoàn trở lại hệ thống tiếp tục vòng tổng hợp

Trang 19

Trang 20

I.3 Giới thiệu về Công ty Phân đạm và Hóa chất Hà Bắc [3]

1.3.1 Lịch sử hình thành và phát triển của Công ty

- Nhà máy phân đạm Hà Bắc (Công ty Phân đạm và Hoá chất Hà Bắc hiện nay) được Nhà nước Việt Nam phê chuẩn thiết kế xây dựng ngày 20/7/1959

- Quí I năm 1960, bắt đầu khởi công xây dựng Nhà máy Phân đạm Hà Bắc Ngày 18/02/1961 đổ mẻ bê tông đầu tiên xây dựng công trình Trong quá trình xây dựng, ngày 03/01/1963, đồng chí Phạm Văn Đồng lúc bấy giờ là Thủ tướng Chính phủ đã về thăm công trình xây dựng

- Nhà máy Phân đạm Hà Bắc được Nhà nước Trung Quốc giúp xây dựng bằng sự viện trợ không hoàn lại Toàn bộ máy móc thiết bị đều được chế tạo từ Trung Quốc và được đưa sang phía Việt Nam

Theo thiết kế ban đầu Nhà máy bao gồm 3 khu vực chính:

- Xưởng Nhiệt điện: Công suất thiết kế 12.000 kW

- Xưởng Hoá : Công suất thiết kế 100.000 tấn Urê/năm

- Xưởng Cơ khí : Công suất thiết kế 6.000 tấn/năm

Ngoài ra còn một số các Phân xưởng phụ trợ khác, xong chủ đạo vẫn là sản xuất phân đạm

- Ngày 03/02/1965 khánh thành xưởng Nhiệt điện

- Ngày 19/05/1965 phân xưởng Tạo khí đốt thử than thành công

- Ngày 01/06/1965 Xưởng Cơ khí (Nay là Công ty Cơ khí Hoá chất Hà Bắc) đi vào sản xuất Dự định ngày 02/09/1965 khánh thành Nhà máy chuẩn bị đưa vào sản xuất Song do chiến tranh phá hoại của đế quốc Mỹ, ngày 20/08/1965, Chính phủ đã quyết định ngừng sản xuất, chuyển Xưởng Nhiệt điện thành Nhà máy Nhiệt điện (trực thuộc Sở Điện lực Hà Bắc) kiên cường bám trụ sản xuất và cung cấp điện lên lưới điện Quốc gia Chuyển Xưởng Cơ khí thành Nhà máy Cơ khí sơ tán về Yên Thế tiếp tục sản xuất phục vụ kinh tế và quốc phòng Thiết bị xưởng Hoá được tháo dỡ và sơ tán sang Trung Quốc

- Ngày 01/03/1973 Thủ tướng Chính phủ quyết định khởi công phục hồi

Trang 21

Nhà máy, trước đây theo thiết kế ban đầu là sản xuất Nitrat Amon (NH4NO3) nay chuyển sang sản xuất Urê (NH2)2CO có chứa 46,6% Nitơ với công suất từ 60.000 tấn NH3/năm và 10 vạn tấn Urê/năm

- Ngày 01/05/1975 Chính phủ quyết định hợp nhất Nhà máy Nhiệt Điện, Nhà máy Cơ khí, Xưởng Hoá thành Nhà máy Phân đạm Hà Bắc trực thuộc Tổng cục Hoá chất

- Tháng 06/1975 việc xây dựng và lắp máy cơ bản hoàn thành; đã tiến hành thử máy đơn động, liên động và thử máy hoá công

- Ngày 28/11/1975 : Sản xuất thành công NH3 lỏng

- Ngày 12/12/1975: Sản xuất ra bao đạm đầu tiên

- Ngày 30/10/1977 đồng chí Đỗ Mười, Phó Thủ tướng Chính phủ, cắt băng khánh thành Nhà máy Phân đạm Hà Bắc

- Năm 1977: Chuyên gia Trung Quốc về nước, Công ty phải tự chạy máy

- Trong những năm từ 1977  1990 sản lượng Urê thấp Sản lượng năm thấp nhất là 9.890 tấn Urê (năm 1981)

- Tháng 10/1988, Nhà máy được đổi tên thành Xí nghiệp liên hiệp Phân đạm và Hoá chất Hà Bắc theo quyết định số 445/HB-TCCB TLĐT ngày 07/10/1988 của Tổng cục Hoá chất với phương thức hạch toán kinh doanh XHCN theo cơ chế sản xuất hàng hoá

- Năm 1993 để phù hợp với quá trình đổi mới của đất nước trong thời kỳ đổi mới theo hướng kinh tế thị trường, ngày 13/2/1993 XNLH Phân đạm & Hoá chất Hà Bắc có quyết định đổi tên thành Công ty Phân đạm & Hoá chất Hà Bắc theo Quyết định số 73/CNNg - TCT Công ty trực thuộc Tổng Công ty Phân bón và Hoá chất cơ bản (Nay là Tổng Công ty hoá chất Việt Nam-VINACHEM)

về mặt sản xuất - kinh doanh, trực thuộc Bộ Công nghiệp nặng (nay là Bộ Công thương) về quản lý Nhà nước

Ngày 23/9/1999 chính phủ 2 nước Việt Nam-Trung Quốc đã ký hợp đồng cải tạo kỹ thuật dây chuyền sản xuất điện-đạm, nâng công suất phát điện lên 30.000 Kwh, sản lượng NH3 là 9 vạn tấn/năm, sản lượng Urê là 15 vạn tấn/năm

Trang 22

Năm 2010 tiếp tục thực hiện dự án cải tạo-mở rộng nhà máy lần 2, nâng công suất lên 500.000 tấn sản phẩm Urê quy đổi/năm Tháng 6/2015 đã hoàn thành công tác chạy nghiêm thu và bàn giao dự án

1.3.2 Xưởng Tổng hợp Amoniac [1, 2, 3]

Sản phẩm chính của xưởng là khí Amoniac và CO2, làm nguồn nguyên liệu cho xưởng urea Gồm các công đoạn sau:

+ Công đoạn chuyển hóa CO

+ Công đoạn rectisol (khử CO2, H2S)

+ Công đoạn rửa N2 lỏng (khử vi lượng CO, CO2, H2S …)

+ Công đoạn nén khí nguyên liệu

Thành phần khí trơ hòa tan:

Thành phần:

Nồng độ CO2: 99,85 % mol, Nồng độ H2: 0,13 % mol, Nồng độ N2: 0,02 % mol

Trang 23

1.3.3 Nguyên liệu

Trong nhà máy, Amoniac được sản xuất từ khí tổng hợp chứa hydro và nitơ với tỉ lệ xấp xỉ 3/1 Nguồn cung cấp hydro được cấp từ xưởng khí hóa than Shell qua công đoạn chuyển hóa CO

1.3.4 Giới thiệu về các công đoạn trong xưởng Amoniac [1]

1.3.4.1 Công đoạn chuyển hóa CO:

Nhiệm vụ: thực hiện phản ứng chuyển hóa CO + H2O = CO2 + H2

Khí nguyên liệu (168oC, 3,75MPa) được đưa tới cương vị biến đổi CO trước tiên đi vào thiết bị phân ly khí than (S04101) để phân tách nước lỏng mang theo sau đó đi vào gia nhiệt khí than (E04101) để gia nhiệt tới khoảng

210oC khí đã được gia nhiệt chuyển tới bộ lọc khí than (S04102), và sau đó vào

lò chuyển hóa số 1 (R04101) để tiến hành phản ứng biến đổi Nhiệt độ của khí biến đổi tại cửa ra lò chuyển hóa số 1 khoảng 411oC đi vào bộ trộn hơi (S04103)

để làm lạnh xuống và được làm ẩm bằng nước ngưng công nghệ, hơi nước bão hòa trung áp được bổ sung để thay đổi tỷ lệ nước – khí trong khí biến đổi, nhiệt

độ của khí biến đổi ra khỏi bộ trộn hơi khoảng 230oC, tỷ lệ hơi nước khoảng 0,39 Khí biến đổi ra khỏi bộ trộn hơi được chia thành 2 phần, một phần (khoảng 11%) được đưa tới công đoạn biến đổi của nhà máy cũ, khí còn lại đi vào lò biến đổi số 2 (R04102) để tiến hành phản ứng Nhiệt độ cửa ra lò biến đổi số 2 khoảng 403oC Ra khỏi lò biến đổi số 2 đi vào thiết bị gia nhiệt khí than (E04101) để tăng nhiệt cho khí nguyên liệu đầu vào, và sau đó đi vào bộ làm lạnh nhanh 1 (S04104), làm lạnh và làm ẩm qua việc bổ sung nước ngưng công nghệ Khí ra khỏi bộ làm lạnh nhanh 1 (khoảng 220oC) được chia thành 2 phần, một phần khoảng 11% được trộn với khí từ cửa ra bộ trộn hơi để chuyển đến cương vị biến đổi CO của nhà máy cũ, phần còn lại tiếp tục đi vào lò biến đổi số

3 (R04103) để tiếp tục phản ứng biến đổi Ra khỏi lò biến đổi số 3 (R04103) khí

có nhiệt độ là 293oC và vào bộ làm lạnh nhanh 2 (S04105) để làm lạnh xuống khoảng 210oC bằng việc bổ sung nước ngưng công nghệ, và sau đó khí tiếp tục được chuyển tới lò biến đổi số 4 (R04104) để tiếp tục phản ứng biến đổi Nhiệt

Trang 24

độ khí ra khỏi lò biến đổi số 4 (R04104) khoảng 231oC, sau đó đi vào thiết bị gia nhiệt sơ bộ nước cấp nồi hơi (E04102) và gia nhiệt sơ bộ nước khử khoáng (E04103) để thu hồi nhiệt, khí được đưa tới thiết bị phân ly khí biến đổi 1 (S04106) để phân ly khí - dịch, và cuối cùng khí biến đổi được làm lạnh tới

40oC bằng nước tuần hoàn thông qua thiết bị làm lạnh khí biến đổi bằng nước (E04104), và đưa tới cương vị khử khí axit sau khi đã phân ly nước bởi thiết bị phân ly khí biến đổi số 2 (S04107)

Nước ngưng công nghệ được tích tụ từ các thiết bị phân ly (S04101), phân

ly khí biến đổi 1 (S04106), phân ly khí biến đổi 2 (S04107) và nước từ thiết bị rửa amoniac từ công đoạn khử khí axit chuyển tới hệ thống phân tách nước ngưng hơi, để thực hiện xử lý phân tách Thông qua thiết bị làm lạnh khí stripping (E04105), nước ngưng đầu tiên được gia nhiệt tới khoảng 110oC, và sau đó chuyển vào tháp phân tách nước ngưng (C04101) Trong thiết bị phân tách nước ngưng, phân tách trực tiếp bằng hơi thấp áp, khí phân tách từ đỉnh của tháp phân tách được chuyển tới thiết bị làm mát khí phân tách, và được làm mát xuống khoảng 80oC thông qua trao đổi nhiệt nước ngưng, và sau đó đi vào thiết

bị phân ly khí stripping (S04108) để tiến hành phân ly khí - dịch Khí stripping

đã được phân ly được đưa tới bó đuốc, và nước ngưng của khí stripping đã được phân ly quay trở lại đỉnh của tháp phân tách nước ngưng sau khi được tăng áp bằng bơm hồi lưu nước ngưng stripping (P04102A/B) Sau quá trình stripping, dòng nước ngưng ra khỏi đáy của tháp phân tách nước ngưng và được tuần hoàn trở lại cương vị biến đổi CO như là nước làm lạnh nhanh khí biến đổi sau khi được tăng áp bằng bơm nước ngưng (P04101A/B)

Trang 25

Hình 7: Lưu trình công nghệ cương vị chuyển hóa CO

Trang 26

1.3.4.2 Cương vị rửa Rectisol (khử CO 2 , H 2 S)

Bao gồm:

- Công đoạn rửa trước NH3 bằng nước

- Làm lạnh khí cấp liệu:

- Loại bỏ H2S/COS và CO2 từ khí cấp liệu

- Giãn nở methanol trung gian

Khí từ biến đổi đến cương vị rửa Rectisol với áp suất là 3.25 MPa và nhiệt

độ là 40oC Để loại bỏ các vết NH3 có trong khí cấp từ Công đoạn chuyển hóa tới bằng nước ở tháp ở Tháp rửa NH3 bằng nước C04207 Nước rửa (nước cấp nồi hơi) được cung cấp từ công đoạn khác đến với áp suất 2.1 MPa và nhiệt độ

125oC Nước cấp nồi hơi được làm lạnh xuống 41oC bằng nước làm lạnh tại thiết

bị làm lạnh nước cấp nồi hơi 042-E-21 và đi đến đỉnh của Tháp rửa NH3 bằng nước C04207 Nước hấp thụ NH3 ra khỏi đáy Tháp rửa NH3 bằng nước C04207 được đưa sang công đoạn khác như công đoạn nước thải 1 Khí tổng hợp không còn NH3 ra khỏi đỉnh của Tháp rửa NH3 bằng nước C04207

1.3.4.2.2 Làm lạnh khí cấp liệu:

Khí tổng hợp không còn NH3 từ đỉnh của Tháp rửa NH3 bằng nước C04207 được trộn lẫn với khí tuần hoàn và phun Methanol để chống việc đóng băng và hydrat hóa, được làm lạnh tại thiết bị làm lạnh khí cấp liệu 042-E-01 bằng khí tổng hợp tinh chế lạnh (NWU và RWU), bằng khí CO2 sản phẩm và khí đuôi Hỗn hợp Methanol-Nước ngưng được tách ở Thiết bị phân tách lỏng-khí S04201, khí cấp liệu đã được làm lạnh đi vào Tháp rửa Methanol C04201 để được rửa với Methanol

Trang 27

1.3.4.2.3 Loại bỏ H2S/COS và CO2 từ khí cấp liệu

Khí cấp liệu được đi vào từ dưới lên ở thiết bị Tháp rửa Methanol C04201

để làm lạnh dung dịch methanol nghèo từ cương vị tái sinh Methanol sang đi từ trên xuống Tại phần dưới của Tháp rửa C04201, H2S và COS được rửa bỏ Khí tổng hợp không có lưu huỳnh di vào phần trên của tháp, tại đây CO2 được khử đến nồng độ thấp hơn 10 ppm Khí tổng hợp đã được xử lý đi ra trên đỉnh tháp Phần lớn hơn (xấp xỉ 80%) được chuyển đến Trạm hấp thụ của Cương vị rửa nitơ lỏng, trong khi đó phần nhỏ hơn được làm ấm (gia nhiệt) trong thiết bị trao đổi nhiệt MeOH-khí tổng hợp I 042-E-03 bằng MeOH và trong Thiết bị làm lạnh khí cấp liệu 042-E-01

Do độ hòa tan của H2S/COS cao hơn độ hòa tan của CO2, dòng MeOH cần thiết dưới phần đáy của tháp rửa thấp hơn nhiều so với phần khử CO2 Do đó, chỉ một phần MeOH được chuyển đến phần đáy MeOH dư từ phần trên không

có lưu huỳnh được đưa lên trên phần khử H2S/COS Dòng MeOH có chứa lưu huỳnh đi ra khỏi tháp C04201 tại đáy

1.3.4.2.4 Giãn nở methanol trung gian

Cả dòng MeOH không có lưu huỳnh (chứa CO2) và dòng MeOH có lưu huỳnh được làm mát bằng dung môi bán nghèo lạnh trong thiết bị trao đổi nhiệt MeOH/MeOH I 042-E-07 Dòng MeOH không có lưu huỳnh sau đó được làm mát tiếp bên trong thiết bị trao đổi nhiệt khí tổng hợp/MeOH II 042-E-18 bằng khí tổng hợp lạnh từ NWU và bằng môi chất làm mát bay hơi trong thiết bị làm lạnh (máy băng) MeOH giàu 042-E-04 Dòng hướng lên của 042-E-07, dòng MeOH có lưu huỳnh được tiền làm mát bằng khí tổng hợp đã được xử lý lạnh trong thiết bị trao đổi nhiệt khí tổng hợp/MeOH I 042-E-03 Dòng hướng xuống của 042-E-07, MeOH có lưu huỳnh được làm mát tiếp bằng khí cuối lạnh trong thiết bị trao đổi nhiệt khí thải/MeOH 042-E-02 Sau đó các dòng MeOH lần lượt được giãn nở đến một áp suất trung gian bên trong thùng làm mát khí tuần hoàn

I S04202 (MeOH không chứa lưu huỳnh) và trong thùng làm mát khí tuần hoàn

II S04203 (MeOH có chứa lưu huỳnh), để thu hồi H2 không hoà tan và giảm tạp

Trang 28

chất CO trong sản phẩm CO2 và trong khí cuối

Khí bốc hơi từ S04202 được chuyển đến S04203 Cả hai dòng khí bốc hơi được trộn và nén lại bởi Gói thiết bị nén tuần hoàn 042-Y-01 Đặc điểm cấu tạo của gói máy nén phụ thuộc vào nhà cung cấp máy nén nhưng phải gồm có một

máy nén đơn tầng 042-C-01 với một thiết bị làm mát sau 042-E-22 được làm

mát bởi nước làm mát Cuối cùng dòng được tuần hoàn vào dòng hướng lên khí cấp liệu của thiết bị làm mát khí cấp liệu 422-E-01

1.3.4.2.5 Sản xuất CO2

Dòng sản phẩm CO2 được tái sinh bởi quá trình giãn nở (giảm áp) và gia nhiệt các dòng MeOH trong Tháp nhả hấp thụ (tái sinh /sản xuất) CO2 C04202 MeOH từ S04202 (không chứa lưu huỳnh) được giãn nở trên đỉnh tháp C04202 MeOH có lưu huỳnh từ S04203 được tách thành hai dòng Một phần MeOH được giãn nở tại phần giữa của Tháp nhả hấp thụ CO2 C04202, trong khí

đó phần còn lại được giãn nở trong phần giữa của Tháp làm giàu H2S C04203 CO2 đã được khử khí phân phối trực tiếp đến sản phẩm CO2 Một phần của dòng MeOH không chứa lưu huỳnh được sử dụng để tái rửa hợp chất lưu huỳnh sản sinh trong quá trình sản xuất CO2 Phần khác được chuyển đến Tháp làm giàu H2S C04203 để tái rửa các hợp chất lưu huỳnh từ khí thải

Sản phẩm CO2 từ đỉnh của C04202 được làm ấm bằng khí cấp liệu trong Thiết bị làm mát khí cấp liệu 042-E-01 Phần dư của dòng sản phẩm CO2 được đưa vào dòng khí thải, trong khi đó dòng chính được cấp cho Tháp rửa nước CO2 C04209

1.3.4.2.6 L à m g i à u H2S

Để tăng hàm lượng lưu huỳnh của phần H2S và để thu hồi nhiệt của dung dịch CO2, CO2 còn lại được khử khí từ dung môi bằng công đoạn giãn nở tiếp và phân tách (stripping) với nitơ thấp áp trong Tháp làm giàu H2S C04203

Dòng MeOH từ đĩa phân phối thấp của Tháp sản xuát CO2 C04202 được cấp vào phần trên (phần lạnh) của Tháp làm giàu H2S 402-T-03 CO2 được phân tách bởi một dòng đối lưu của nitơ phân tách được lấy từ Trạm hấp thụ với nhiệt

Trang 29

độ xấp xỉ 40°C Tại phần trên của tháp, các hợp chất có lưu huỳnh sinh ra trong quá trình phân tách CO2 (stripping) được tái rửa bằng dòng MeOH không có lưu huỳnh được trích ra từ đĩa phân phối phía trên của Tháp C04202

Khí thải tại đỉnh tháp C04203 chủ yếu chứa N2, CO2 và không có lưu huỳnh Dòng hướng xuống lần lượt được làm ấm trong Thiết bị trao đổi nhiêt Khí thải/MeOH 042-E-02 và trong Thiết bị làm mát khí cấp liệu 042-E-01 và được cấp cho Tháp rửa nước khí thải C04208

Để nâng cao công đoạn thu hồi CO2 và tiết kiệm công suất làm lạnh ngoài, MeOH lạnh được hút từ đài phân phối của Tháp C04203 được chuyển qua chu

kỳ làm ấm và dùng để làm mát dòng MeOH nghèo tái sinh trong Thiết bị làm mát MeOH nghèo 042-E-08 cũng như dòng MeOH giàu trong 042-E-06 Để cung cấp áp suất cần thiết, Bơm MeOH giàu I 042-P-01 được sử dụng Khí sinh

ra bởi công đoạn làm ấm trong 042-E-08 và 042-E-06 được phân tách trong Thùng phân tách MeOH S04204 và được tuần hoàn ngược trở lại tháp C04202 Khí bốc hơi từ C04203 được bổ sung vào sản phẩm CO2 Chất lỏng của C04202 được bơm bởi Bơm MeOH giàu II 042-P-02 và được làm ấm trong Thiết bị trao đổi nhiệt MeOH/MeOH I 042-E-07 và được cấp đến phân ly dầu của tháp C04202 trước khi MeOH được tuần hoàn ngược lại từ phân ly dầu đến công đoạn phân tách (stripping) của Tháp làm giàu H2S C04203

MeOH từ đáy của C04203 (dòng này có nước ngưng từ thiết bị phân ly H2S

II S04207) được chuyển qua Bơm MeOH giàu III 042-P-03 thông qua Thiết bị trao đổi nhiệt MeOH/MeOH II 042-E-09, bộ lọc MeOH F04201 và Thiết bị trao đổi nhiệt MeOH/MeOH III 042-E-19, tại đây MeOH được làm ấm bằng MeOH tái sinh nóng và được cấp vào đỉnh của Tháp phân tách (stripping) N2 C04206 Tại đây CO2 còn lại được phân tách bằng công đoạn nitơ thấp áp từ B.L để tăng hàm lượng H2S trong thành phần H2S Hỗn hợp khí CO2/N2 từ đỉnh tháp C04206 được cấp trở lại vào Tháp làm giàu H2S C04203 (phần dưới)

1.3.4.2.7 Tái sinh nóng

Dung môi từ đáy tháp C04206 được bơm bằng Bơm MeOH giàu IV

Trang 30

042-P-Học viên: Vương Chí Cường – Lớp KTHH 2014B 30

04 thông qua Thiết bị trao đổi nhiệt MeOH/MeOH IV 042-E-10 đi vào Tháp tái sinh nóng C04204 Tại đây tất cả các khí axit không tan được phân tách khỏi MeOH giàu bằng hơi MeOH được sinh ra trong 042-E-12 (được gia nhiệt bởi hơi LLP)

Thành phần khí axit ra khỏi đỉnh tháp C04204 được hạ nhiệt trong Thiết bị làm mát H2S 042-E-13 bằng nước làm mát, trong thiết bị trao đổi nhiệt H2S 042-E-14 bằng thành phần H2S lạnh và trong Thiết bị làm lạnh máy băng (chiller) H2S 042-E-17 bằng môi chất làm lạnh bay hơi tại nhiệt độ -40°C Dòng nước ngưng chảy xuống dưới của 042-E-13 được phân ly trong Thiết bị phân ly H2S I S04206 và chuyền ngược lại đỉnh của Tháp tái sinh nóng C04204 bằng bơm hồi lưu công đoạn tái sinh nóng 042-P-07 Dòng nước ngưng phía dưới của 042-E-

17 được phân ly trong Thiết bị phân ly H2S II S04207 và lần lượt được cấp trở lại đáy của Tháp làm giàu H2S C04203

Tất cả thành phần H2S đi ra khỏi đỉnh của S04207 được làm ấm trong Thiết

bị trao đổi nhiệt H2S 042-E-14 và được chuyển đến B.L của Công đoạn rửa rectisol như là H2S Chỉ có một hàm lượng lưu huỳnh rất thấp trong khí cấp liệu

để tăng hàm lượng H2S tại B.L., một phần của H2S rời khỏi đỉnh của S04207 có thể được tuần hoàn đến Tháp làm giàu H2S C04203

MeOH được tái sinh đi ra khỏi đáy của C04204 được làm mát trong Thiết

bị trao đổi nhiệt MeOH/MeOH IV 042-E-10 và được đệm trong thùng thu MeOH S04205 trước khi được bơm đến Tháp rửa MeOH C04201 bằng bơm MeOH nghèo 042-P-05 Nhiệt độ của nó được hạ bớt trong thiết bị làm mát MeOH bằng nước 042-E-11, trong thiết bị trao đổi nhiệt MeOH/MeOH III và II, 042-E-19 và 042-E-09, bằng MeOH giàu lạnh từ đáy của C04203 và cuối cùng trong thiết bị làm mát MeOH nghèo 042-E-08 bằng MeOH giàu lạnh Một phần nhỏ MeOH tái sinh được phun vào dòng lên khí cấp liệu của thiết bị làm mát khí cấp liệu 042-E-01

1.3.4.2.8 Phân ly MeOH/nước

Nước ngưng từ thùng tách nước S04201 có chứa hỗn hợp MeOH và nước

Trang 31

được gia nhiệt trong thiết bị làm mát hồi lưu 042-E-16 và được cấp cho tháp phân ly MeOH/nước 042-C-05, tại đây MeOH và nước được phân ly bằng công đoạn chưng cất Tháp này được gia nhiệt bởi hơi LLP bằng hệ thống 042-E-15 Hơi MeOH đi ra khỏi đỉnh tháp C04205 được chuyển đến tháp tái sinh nhiệt C04204 để hỗ trợ cho quá trình tái sinh nhiệt, trong khi đó dòng nước tại đáy của C04205 được làm mát trong thiết bị trao đổi nhiệt nước/nước 042-E-20 và được cấp cho B.L như là nước thải 2

Do dòng MeOH hồi lưu và MeOH tái sinh từ tháp C04204 được cung cấp đến đỉnh của tháp phân ly MeOH/nước C04205 Nó được bơm bởi bơm hồi lưu của công đoạn phân ly MeOH/nước 042-P-06 từ đáy của C04204 qua bộ lọc MeOH F04202 và qua thiết bị làm mát hồi lưu 042-E-16, tại đây nó được làm mát bằng nước ngưng lạnh từ thùng tách nước S04201

Dòng MeOH hồi lưu tới C04205 được lọc bởi bộ lọc F04202 cùng với một phần của MeOH tuần hoàn đề loại bỏ tạp chất rắnvà các chất khác khỏi hệ thống MeOH

1.3.4.2.9 Sản phẩm CO2 và công đoạn rửa khí thải bằng nước

Để đáp ứng các quy cách công nghệ liên quan đến MeOH, một phần khí thành phẩm CO2 được làm ấm trong thiết bị làm mát khí cấp liệu 042-E-01 được chuyển qua tháp rửa CO2 C04209 bằng nước để khử MeOH, trong khi đó phần khác đi vòng qua tháp Do đó nước rửa là nước khử khoáng từ B.L được sử dụng Sản phẩm CO2 tinh chế đi ra khỏi đỉnh tháp C04209 được tái kết hợp với phần đi vòng và được cấp cho B.L Nước có chứa MeOH từ đáy tháp được cấp vào đáy của Tháp rửa nước khí thải C04208

Quy trình tương tự được thực hiện đối với khí thải để đáp ứng các quy định

về môi trường Một phần của khí thải được làm ấm trong Thiết bị làm mát khí cấp liệu 042-E-01 được chuyển qua tháp rửa nước khí thải C04208 để khử MeOH, trong khi đó phần khác đi vòng qua tháp Nước rửa yêu cầu (nước khử khoáng) được lấy từ B.L Khí thải được tái kết hợp từ đỉnh của tháp và từ phần

đi vòng qua tháp có thể được thải

Trang 32

Nước rửa có MeOH từ đáy của C04208 được bơm bởi Bơm nước rửa khí thải 042-P-08 vào tháp phân ly MeOH/Nước C04205 để thu hồi MeOH, sau khi được làm ấm trong thiết bị trao đổi nhiệt nước/nước 042-E-20 Dòng nước thải được làm tăng bởi số lượng nước rửa cấp cho đỉnh của C04208 và C04209

Trang 33

Hình 8: Lưu trình công nghệ cương vị Rectisol

Trang 34

1.3.4.3 Cương vị rửa Nitơ lỏng

Nhiệm vụ: Loại bỏ các thành phần khí gây ngộ độc xúc tác trước khi đi tổng hợp NH3: CO, CO2, H2S, … Điều chỉnh tỷ lệ H2:N2 = 3:1 đưa đi tổng hợp NH3

Khí tổng hợp thô, đi ra khỏi Công đoạn rửa rectisol (RWU), qua các thiết bị hấp thụ khí sản xuất có thể thay thế Z04301 A/B, tại đây các vết MeOH và CO2 được loại bỏ Việc này được thực hiện để chống tắc trong công đoạn làm lạnh sâu của công đoạn rửa nitơ Một thiết bị hấp phụ lắp đặt trong chu kỳ hấp thụ, trong khi đó một thiết bị hấp phụ khác được lắp trong chu kỳ tái sinh Thiết bị hấp phụ được tái sinh bằng nitơ thấp áp Khí tái sinh sau đó được sử dụng như là một phần của khí phân tách trong tháp làm giàu H2S của RWU, tại đây methanol hấp thụ được chuyển ngược lại vòng tuần hoàn Để gia nhiệt nitơ trong Thiết bị gia nhiệt khí tái sinh E04304 hơi nước trung áp được sử dụng để ngăn khí tái sinh đó đi vào RWU trong bước tái sinh trong điều kiện nóng, khí tái sinh được làm mát bằng nước làm mát trong thiết bị làm mát khí tái sinh E04305 trước khi được chuyển đến RWU như là một phần của khí phân tách

Sau công đoạn hấp thụ khí tinh chế đi vào vùng nhiệt độ thấp của công đoạn, trong đó bao gồm một hộp lạnh để giảm sự trao đổi nhiệt với môi trường đến mức tối thiểu

Trong các thiết bị làm mát khí cấp liệu/N2 cao áp 1 và 2 (E04302 and E04303) khí được làm mát bằng các dòng sản phẩm lạnh và sau đó được cấp vào tháp rửa nitơ 043-T-10 Trong tháp rửa nitơ, các tạp chất Ar, CO và CH4 được rửa bằng nitơ lỏng và được cấp cho đỉnh của tháp như là dòng hồi lưu ngoài Các tạp chất này được hòa tan cùng với một phần nhỏ hyđrô trong dòng đáy của tháp Hyđrô tinh chế đi ra khỏi đỉnh của tháp cùng với nitơ từ dòng hồi lưu ngoài như là hỗn hợp H2/N2

Nitơ cao áp cần cho quá trình rửa và cho việc điều chỉnh tỉ lệ H2/N2 trong khí tổng hợp ammoniac đi vào công đoạn rửa nitơ tại nhiệt độ môi trường và được làm mát trong thiết bị tiền làm mát N2 cao áp E04301 bằng các dòng sản

Trang 35

phẩm làm mát đến mức nhiệt độ tương tự nhiệt độ của khí tổng hợp từ TSA Nitơ của thiết bị làm mát cấp liệu/N2 cao áp được chia thành hai dòng: một phần của dòng được tiếp tục làm mát và tinh chế trong thiết bị làm mát cấp liệu/N2 cao áp 2 bằng các sản phẩm lạnh và được cấp cho đỉnh của Tháp rửa nitơ như là chất hấp thụ Một phần khác của dòng nitơ được thêm vào hỗn hợp H2/N2 tinh chế từ đỉnh của tháp sau khi đã được làm ấm trong Thiết bị làm mát cấp liệu/N2 cao áp Tỉ lệ H2/N2 trong hỗn hợp H2/N2 vẫn cao hơn 3:1 Hỗn hợp H2/N2 sau đó được làm ấm trong thiết bị làm mát cấp liệu/N2 cao áp và được chia thành một dòng được làm ấm trong công đoạn rửa rectisol và một dòng được làm ấm trong thiết bị tiền làm mát N2 cao áp bằng nitơ cao áp ấm rồi đi vào hộp lạnh Sau khi được làm ấm, các dòng hỗn hợp H2/N2 được kết hợp lại bên ngoài Hộp lạnh

Tỉ lệ hiệu chỉnh H2:N2=3:1 đối với khí tổng hợp ammoniac được đặt bằng công đoạn nối trực tiếp giữa nitơ cao áp và hỗn hợp H2/N2 bên ngoài hộp lạnh Khí tổng hợp ammoniac sau đó được chuyển đến công đoạn sau

Chất lỏng đi ra khỏi tháp rửa nitơ được giãn nở tại thùng chứa 043-D-14 Pha hơi được làm ấm trong các thiết bị làm mát cấp liệu/N2 cao áp 2 và 1 và trong thiết bị tiền làm mát N2 cao áp trước khi được tuần hoàn ngược trở lại Máy nén khí tuần hoàn của Công đoạn rửa Rectisol Pha lỏng được giãn nở và trộn với một dòng nitơ lỏng Hỗn hợp này được bay hơi thiết bị làm mát cấp liệu/N2 cao áp 2 và làm ấm ở Thiết bị làm mát cấp liệu/N2 cao áp 1 và thiết bị tiền làm lạnh N2 cao áp và đi ra khỏi hộp lạnh như là khí nhiên liệu giàu nitơ

Việc làm lạnh cần thiết được tái sinh bởi công đoạn co giãn và bay hơi chất lỏng đi ra khỏi tháp rửa nitơ, công đoạn phun và bay hơi nitơ lỏng và công đoạn giãn nở và phun N2 cao áp vào hyđrô tinh chế

Đối với việc khử băng, các mục đích an toàn và bảo dưỡng, nhà máy có thể được giảm áp và khí lạnh cũng như dự trữ chất lỏng thải đến thùng thổi ngược làm mát 043-D-15 Các chất lỏng lạnh được thu lại trong bể và được làm bay hơi bởi sự đối lưu nhiệt tự nhiên Hơi lạnh được chuyển đến đuốc lạnh

Trang 36

Hình 9: Lưu trình công nghệ cương vị rửa N2 lỏng

Trang 37

Mục đích của vòng tổng hợp ammonia là tổng hợp NH3 từ khí nguyên liệu

đi từ cương vị rửa Nitơ lỏng bao gồm các công đoạn sau:

- Nhiệt độ khí đầu vào tầng xúc tác thứ nhất tháp tổng hợp: 360oC,

- Áp suất khí đầu vào tháp tổng hợp: 137 barg

Khí ammonia sau khi được tổng hợp dẫn qua các bộ trao đổi nhiệt, giảm nhiệt độ rồi đưa đi làm lạnh ngưng tụ Ammonia lỏng trong hỗn hợp sau làm lạnh sẽ được tách ra, giảm áp, phần chủ yếu dẫn đi gia nhiệt rồi cấp sang urea, phần dư dẫn đi giảm áp sâu hơn để hạ nhiệt độ trước khi đưa về kho chứa

Do là phản ứng thuận nghịch nên hàm lượng khí ammonia, và hàm lượng khí trơ trong dòng khí đi vào tháp tổng hợp có ảnh hưởng rất lớn đến hiệu suất chuyển hoá ammonia Vì thế chúng phải được duy trì nhỏ nhất có thể và ổn định

Quá trình tổng hợp amoniac diễn ra trong thiết bị chuyển hóa Amoniac 04R501 theo phản ứng sau:

3H2 + N2 ⇔ 2NH3 + Q Phản ứng này là thuận nghịch và chỉ một phần hyđro và nitơ chuyển hóa thành amoniac khi khí đi qua tầng xúc tác Áp suất cao và nhiệt độ thấp

có lợi cho nồng độ amoniac cân bằng cao Vì tốc độ phản ứng tăng nhanh ở nhiệt độ cao, lựa chọn nhiệt độ dựa trên cơ sở sự phù hợp giữa lý thuyết cân bằng chuyển hóa và phương pháp để cân bằng Trong 04R501, khoảng 28% Nitơ và hyđro được chuyển hóa thành amoniac Phần không chuyển hóa được tuần hoàn trở lại hệ thống sau khi tách phần amoniac được ngưng tụ

Trang 38

1.3.4.4.1 Máy nén khí tổng hợp NH3

Máy nén 04K401 sẽ được điều khiển bởi tuabin hơi vận hành bằng hơi cao áp 3.82Mpa, 430oC Có nhiệm vụ nén khí công nghệ có tỷ lệ H2/N2 = 3:1 từ cương vị rửa Nitơ lỏng, đưa khí nguyên liệu từ 2,85 MPa tới 13,7 MPa để đưa vào tháp tổng hợp NH3 R04501 Đây là máy nén kiểu turbin gồm 3 đoạn nén, 2 đoạn đầu nén khí nguyên liệu và đoạn thứ 3 nén hỗn hợp khí nguyên liệu và khí tuần hoàn sau khi tách phần NH3 sinh ra trong quá trình phản ứng Ngoài ra còn

có các thiết bị phụ trợ như các thiết bị làm mát trung gian và thiết bị phân ly khí–lỏng

Khí nguyên liệu đi vào lần lượt các cấp 1, 2 của máy nén sau đó được trộn với dòng khí tuần hoàn và trở lại cấp cuối cùng của máy nén trước khi đi vào thiết bị tổng hợp NH3 Giữa các cấp máy nén, khí được giảm nhiệt độ để tăng hiệu quả về công Ngoải ra để bảo vệ máy nén còn các thiết bị tách pha lỏng-khí, tránh cho lỏng bị cuốn vào máy nén làm hỏng máy nén

Động lực cho quá trình nén được cung cấp bởi Turbin sử dụng hơi quá nhiệt 3.23Mpa, 4300C cấp từ Xưởng Nhiệt Theo thiết kế của nhà sản xuất trong điều kiện vận hành bình thường/tối đa công suất:

Phần nén khí nguyên liệu: Qkhímới=66070/72710 Nm3/h,Pkhí mới= 2,85/2,65Mpag

Phần khí tuần hoàn: QTH = 178664/189787Nm3/h,TTH= 33oC,

PTH = 12,85/13,46MPag Khí ra khỏi turbine hỗn hợp: Qra = 244734/262749Nm3/h,

TTH= 73oC, PTH = 13,83/14,54MPag Hơi nước có áp suất 3,23MPag, nhiệt độ 430oC vào công đoạn qua van ngắt đầu vào bộ lọc hơi, 2 van 044XV405 và 044XV406, van điều tiết tốc độ 044SV407 đi vào turbine làm quay các cánh guồng, dẫn động cho máy nén

Hệ thống điều khiển tốc độ máy nén (CCC) bao gồm 2 hệ thống điều khiển tốc độ máy nén và điều khiển turbine Khi giá trị set point được nhập vào

hệ thống, các giá trị áp suất hơi cao áp, áp suất của vào (Pressure Control) và

Trang 39

cảm biến tốc độ Từ các giá trị trên bộ điều khiển tính toán để đưa ra các giá trị điều khiển cho quá trình làm việc của turbin

Hai van nói trên đều có tác dụng để điều khiển tốc độ máy nén Chúng điều khiển bằng cách thay đổi lưu lượng hơi vào

Một hệ thống máy nén cần 4 yếu tố để xác định thông số làm việc Mối quan hệ của các thông số này được thể hiện ở đường cong làm việc của máy nén (Compressor Curve) Mỗi máy nén sẽ có một đường làm việc đặc trưng do nhà sản xuất cung cấp Dựa vào đường này, có thể tính toán để lựa chọn loại máy nén phù hợp với yêu cầu sản xuất và tìm được chế độ làm việc tối ưu Trên lý thuyết để có thể xác định điểm làm việc của máy nén cần tới 3 trên 4 thông số đặc trưng bao gồm: lưu lượng khí, hơi vào máy nén (Q); áp suất (H); công suất (N) và hiệu suất (h) Nguyên lý làm việc của bộ CCC cũng dựa trên các công thức và đường làm việc của máy nén Phương thức tính toán được nắm giữ bởi nhà bản quyền

Hình 10: Ví dụ về đường làm việc của máy nén

Trang 40

Điều chỉnh máy nén 04K-401

Máy nén được điều khiển bẳng bộ điều khiển CCC (Compressor Cascade Control) Bộ điều khiển này sẽ nhận thông số do kỹ sư vận hành nhập vào và tính toán cho ra kết quả là tốc độ máy nén phù hợp Tùy theo mục đích sử dụng của máy nén mà thông số được tùy chỉnh sẽ là: lưu lượng, áp suất đầu vào, công suất Với máy nén 04K401, thông số được nhập là áp suất đầu vào của máy nén

Để tăng áp máy nén, hệ thống sẽ điều chỉnh số vòng quay máy nén để đạt đến áp suất theo yêu cầu

1.3.4.4.2 Vòng tuần hoàn tổng hợp

Khí đi ra từ máy nén 04K401 đi vào trao đổi nhiệt nóng 04E502 và E04503,

ở đó khí được gia nhiệt tới nhiệt độ vào tháp bằng cách trao đổi nhiệt với khí ra khỏi tháp tổng hợp đến từ thiết bị gia nhiệt sơ bộ nước cấp nồi hơi tuần hoàn 04E501

Nhiệt độ đầu vào chuyển hóa là 207oC Trong thiết bị chuyển hóa NH3 04R501, khí tổng hợp được phản ứng tới nồng độ NH3 là 18,9% (mol) Khí ra khỏi chuyển hóa ở nhiệt độ 4460C Khí chuyển hóa thoát ra được làm lạnh từng bước trong một bộ trao đổi nhiệt Khí được làm mát tới khoảng

240C trong t hiết bị gia nhiệt nước cấp nồi hơi tuần hoàn 04E501 và sau đó trong trao đổi nhiệt nóng 04E502 Khí thoát ra nguội đến khoảng 970C bởi gia nhiệt sơ bộ khí cấp vào chuyển hóa như đề cập ở trên Khí tổng hợp sau đó được làm mát đến 37oC trong thiết bị làm mát bằng nước 04E503 và lạnh hơn đến

28oC trong thiết bị trao đổi nhiệt lạnh 04E504 được sử dụng để gia nhiệt sơ bộ khí tuần hoàn ra từ phân ly amoniac 04S501

Cuối cùng làm lạnh khí tổng hợp tới -5oC tại thiết bị Làm lạnh NH3 thứ nhất 04E505, và thiết bị làm lạnh NH3 thứ hai 04E506 Amoniac được ngưng tụ và phân ly từ khí tổng hợp tuần hoàn trong thiết bị phân ly amoniac, 04S501 Từ thiết bị phân ly, khí tuần hoàn tới tháp tổng hợp NH3 qua thiết bị trao đổi nhiệt lạnh và trao đổi nhiệt nóng để sau đó kết hợp với khí tổng hợp qua máy nén tuần hoàn 04K401 trở lại hệ thống

Định dạng
Số trang	85
Dung lượng	5,55 MB