Giới thiệu các phân xưởng công nghệ trong nhà máy lọc dầu Dung Quất

/MỤC LỤC
I. GIỚI THIỆU CHUNG 1
II. CÁC GÓI THẦU EPC 1
III. TIẾN ĐỘ CÁC GÓI THẦU EPC 2
IV. CÔNG TÁC ĐÀO TẠO 4

PHỤ LỤC 5
I. SƠ ĐỒ TỔNG QUÁT CÁC PHÂN XƯỞNG TRONG NMLD 6
II. CÔNG NGHỆ MỘT VÀI PHÂN XƯỞNG CÓ BẢN QUYỀN 9
A. CÔNG NGHỆ IFP 9
1. Zeolite 9
2. Nguyên liệu và công suất 10
3. Sản phẩm 11
4. Lưu lượng MTC 13
5. Xúc tác 13
6. Một vài thông số của quá trình 13
7. Sơ đồ công nghệ 14
B. CÔNG NGHỆ UOP 17
1. Phân xưởng xử lý xăng Naphtha(NHT) 17
a. Mục đích 17
b. Các phản ứng xảy ra 17
c. Lưu lượng và nhiệt phản ứng 19
d. Nguyên liệu 19
e. Tạp chất trong sản phẩm 20
f. Thông số làm việc 20
g. Sơ đồ công nghệ 21
2. Phân xưởng Reforming xúc tác liên tục(CCR) 22
a. Mục đích 22
b. Nguyên liệu và công suất 22
c. Xúc tác 22
d. Các phản ứng xảy ra 22

e. Nhiệt phản ứng 24
f. Độ chuyển hóa các hydrocarbon trong các thiết bị phản ứng 25
g. Thông số làm việc 25
h. Sơ đồ công nghệ 26
C. CÔNG NGHỆ MERICHEM 27
a. Phân xưởng trung hòa kiềm(CNU) 27
1. Nguyên liệu và công suất 27
2. Các phản ứng xảy ra 27
3. Sơ đồ công nghệ 28
b. Phân xưởng xữ lý Kerosen(KTU) 29
1. Mục đích 29
2. Nguyên liệu và năng suất 29
3. Sản phẩm 29
4. Các phản ứng xảy ra 30
5. Xúc tác 30
6. Sơ đồ công nghệ 31
c. Phân xưởng xữ lý LPG 33
1. Mục đích và năng suất 33
2. Các phản ứng xảy ra 33
3.Sơ đồ công nghệ 34
d. Phân xưởng xữ lý xăng của quá trình RFCC(NTU) 35
1. Mục đích, nguyên liệu và năng suất 35
2. Các phản ứng hoá học xảy ra 35
3. Sơ đồ công nghệ 36
V. KẾT LUẬN 37
Trang 1
BÁO CÁO CÔNG VIỆC
I. GIỚI THIỆU CHUNG.
Nhà máy lọc dầu số I nằm trong khu công nghiệp Dung Quất, thuộc huyện Bình Sơn, tỉnh
Quảng Ngãi. Khu công nghiệp này nằm cách đường quốc lộ số I khoảng 12 km về phía

Đông và cách thị xã Quảng Ngãi 38 km về phía Bắc. Nhà máy sẽ dự kiến hoàn tất và đi
vào hoạt động cuối năm 2005.
Diện tích nhà máy lọc dầu và các công trình phụ trợ là 487 ha trong đó các phân xưởng
lọc dầu chiếm khoảng 230 ha, các bể chứa chiếm 36 ha, hệ thống đường ống 40 ha, phần
còn lại là cảng xuất sản phẩm, bến phao và các công trình phụ trợ khác.
II. CÁC GÓI THẦU EPC (Engineering, Procurement and Contruction).
Gói Giá trị(10
6
USD) Nhà thầu chính Ngày ký
1 750
(*)
Technip, Pháp Năm 2003
2 35.2 LILAMA 11/07/2001
3 183.6 LILAMA 11/07/2001
4 28.2 Vietsopetro(VSP) 25/12/2001
5A 42.3 Cty XD Lũng Lô 17/02/2001
5B 9.4 Cty Sienco 6 17/10/2001
7 6.8 Cty COMA 25/10/2001
(*): Giá trị dự kiến, phụ thuộc vào số phân xưởng lắp đặt thêm
Gói thầu số 1: Các hạng mục công nghệ và phụ trợ trong hàng rào nhà máy.
Gói thầu số 2: Khu bể chứa dầu thô.
Gói thầu số 3: Khu bể chứa sản phẩm và tuyến ống dẫn từ nhà máy lọc dầu.
Gói thầu số 4: Trạm rót dầu không bến (SPM: Single Point Mooring) và tuyến
ống ngầm dưới biển.
Gói thầu số 5A: Đê chắn sóng.
Gói thầu số 5B: Kết cấu cảng xuất sản phẩm.
Gói thầu số 7: Khu nhà hành chính.
Trang 2
III. SƠ ĐỒ TỔNG QUÁT CÁC PHÂN XƯỞNG TRONG NHÀ MÁY LỌC DẦU.
CDU(Crude Distillation Unit) : Phân xưởng chưng cất dầu thô

RFCC(Residue Fluidised Catalytic Cracker): Phân xưởng cracking xúc tác tầng sôi cặn
NTU(Naphtha Treating Unit): Phân xưởng xữ lý xăng Naphtha RFCC
KTU(Kerosene treater Unit): Phân xưởng xữ lý Kerosene
NHT(Naphtha HydroTreater): Phân xưởng xử lý nguyên liệu Naphtha cho CCR bằng
hydro
LTU(LPG Treater Unit): Phân xưởng xữ lý LPG
CCR(Continuous Catalytic Reformer ): Phân xưởng Reforming xúc tác liên tục
PRU(Propylene Recovery Unit): Phân xưởng thu hồi propylene
Để chất lượng sản phẩm có thể cạnh tranh với các nước trong khu vực, nhà máy sẽ dự
kiến đưa vào hai phân xưởng là: phân xưởng Isome hóa và phân xưởng xữ lý LCO.
Dầu thô
ổn định xăng
Tách xăng
Gas Plant
Fuel gas
Fuel gas
H
2

LTU
NHT
RFCC
NTU
KTU
CCR
PRU
Tách C3/C4
LPG
Propane
Mix LPG

Mix C4’s
Mix C3’s
Mogas 92/83
Jet A1
Kerosen
Propylen
Auto/Ind.Diesel
FO
Kerosen
LGO
HGO
cặn khí quyển
C
D
U
HCO
LCO
Naphtha
H1: Sơ đồ tổng quát nhà máy
Trang 3
1. Năng suất thiết kế của một số phân xưởng:
Phân xưởng CDU RFCC CCR KTU LTU NTU PRU
Năng suất(10
6
tấn/năm) 6.5 3.256 0.828 0.412 0.618 1.736 0.215
2. Lưu lượng sản phẩm
Nhà máy lọc dầu chạy với hai loại dầu thô: 100% dầu Bạch Hổ và (84.6% Bạch Hổ +
15.4% dầu Dubai, tức tỷ lệ 5.5/1) với năng suất là 6.5 triệu tấn/năm, thời gian làm việc là 8000
giờ/năm. Trên cơ sở nguyên liệu đó, nhà máy cũng chạy với hai mô hình khác nhau, tuỳ vào mục
đích của nhà máy, đó là: tối đa xăng( MG: max Gasoline) và tối đa distillate LCO( MD: max

Distillate).
Theo thiết kế thì lưu lượng sản phẩm của nhà máy được ước tính như trong bản sau :
* 100% Bạch Hổ(dầu ngọt)
Lưu lượng sản phẩm tính trên triệu tấn/năm(10
6
tấn/năm)
C3
=
LPG Mogas 83 Mogas 92 Jet A1 Auto.Diesel Ind.Diesel FO
MG 0.157 0.344 0.718 1.952 0.220 2.116 0.430 0.177
MD 0.10
8
0.286 0.535 1.408 0.282 2.084 1.327 0.116
* 84.6% Bạch Hổ + 15.4% Dubai(dầu chua)
Lưu lượng sản phẩm tính trên triệu tấn/năm(10
6
tấn/năm)
C3
=
LPG Mogas 83 Mogas 92 Jet A1 Auto.Diesel Ind.Diesel FO
MG 0.14
8
0.307 0.516 2.082 0.220 2.321 0.03 0.466
MD 0.11
1
0.277 0.408 1.534 0.220 2.225 0.252 1.132
III. TIẾN ĐỘ CÁC GÓI THẦU EPC
1. Gói thầu EPC số 1: Các hạng mục công nghệ và phụ trợ trong hàng rào nhà máy
Đây là gói thầu chiếm khối lượng công việc lớn nhất và đang trong giai đoạn tiếp tục
công việc đàm phán với tập đoàn Technip. Theo kế hoạch đề ra thì gói thầu này phải cố

gắng ký kết trong quí I năm 2003 để đạt được tiến độ công việc là nhà máy sẽ hoàn tất
và đi vào hoạt động cuối năm 2005.
Trị giá hợp đồng dự kiến khoảng 750 triệu USD, phụ thuộc vào số phân xưởng lắp đặt
thêm.
Thời gian thực hiện hợp đồng là 40 tháng và thời gian hoàn tất về mặt cơ khí là 34
tháng kể từ lúc hợp đồng có hiệu lực.
Giao diện với các gói thầu: 2, 3, 4, 7.
2. Gói thầu số 2: Khu bể chứa dầu thô.
Hợp đồng ký ngày 11/07/2001 với liên doanh các nhà thầu Việt Nam và Nga do
LILAMA đại diện
Trị giá hợp đồng là 35 163 000 USD. Hợp đồng có hiệu lực từ ngày 27/08/2001. Thời
hạn thực hiện hợp đồng là 24 tháng.
Trang 4
Một số hạng mục phụ trợ của gói thầu đã hoàn thành như văn phòng làm việc, đường
nội bộ, hệ thống điện…Công tác thiết kế chậm so với tiến độ hợp đồng, khối lượng
thiết kế tính đến cuối năm 2002 chỉ đạt 54.4%. Tiến độ chậm khoảng 7 tháng.
Giao diện với các gói thầu: 1, 4
3. Gói thầu số 3: Khu bể chứa sản phẩm, cảng xuất và tuyến ống dẫn từ nhà máy lọc dầu.
Hợp đồng ký ngày 11/07/2001 với liên doanh các nhà thầu Việt Nam và Nga do
LILAMA đại diện.
Trị giá hợp đồng là 183 559 000 USD. Hợp đồng có hiệu lực từ ngày 27/08/2001. Thời
hạn thực hiện hợp đồng là 30 tháng.
Một số hạng mục phụ trợ của gói thầu đã hoàn thành như văn phòng làm việc, đường
nội bộ, hệ thống điện…Công tác thiết kế chậm so với tiến độ hợp đồng, khối lượng
thiết kết tính đến cuối năm 2002 chỉ đạt 38%. Tiến độ chậm khoảng 7 tháng
Giao diện với các gói thầu: 1, 5B
4. Gói thầu số 4: Trạm rót dầu không bến và tuyến ống ngầm dưới biển.
Hợp đồng ký ngày 25/12/2001 với liên doanh VSP-PTSC-SOFEC do VSP làm đại
diện. Trị giá hợp đồng là 28 228 769 USD. Hợp đồng có hiệu lực từ ngày 16/08/2002.
Thời hạn thực hiện hợp đồng là 16 tháng.

Đến nay công tác triển khai và thực hiện thi công vẫn chưa được thực hiện được
Giao diện với các gói thầu: 1, 2
5. Gói thầu số 5A: Đê chắn sóng
Hợp đồng ký ngày 17/02/2001 với liên doanh do công ty xây dựng Lũng Lô làm đại
diện.
Trị giá hợp đồng là 475 698 994 605 VNĐ và 10 554 000 USD. Hợp đồng có hiệu lực
từ ngày 09/03/2001. Thời hạn thực hiện hợp đồng là 28 tháng.
Thời gian thực hiện công việc tính đến thời điểm này là 22.5/28 tháng, bị trể so với tiến
độ của hợp đồng là do thiết kế chưa được phê duyệt nên công tác thi công tiến hành rất
chậm. Tiến độ thiết kế chậm 18.5 tháng.
Giao diện với các gói thầu: không giao diện với các gói thầu khác.
6. Gói thầu số 5B: Cảng xuất sản phẩm.
Hợp đồng ký ngày 17/10/2001 với liên doanh do công Sienco 6 làm đại diện.
Trị giá hợp đồng là 141 689 000 000 VNĐ. Hợp đồng có hiệu lực từ ngày 01/11/2001.
Thời hạn thực hiện hợp đồng là 25 tháng.
Về cơ bản đã hoàn thành các công trình tạm phục vụ thi công, hoàn thành việc đóng
cọc thử. Thời gian thực hiện công việc là 14.5/25 tháng. Tiến độ thiết kế chậm 8.5
tháng, bị trể so với tiến độ của hợp đồng là do chưa có số liệu chính thức từ gói thầu số
3 cấp.
Giao diện với các gói thầu: 3
7. Gói thầu số 7: Khu nhà hành chính
Hợp đồng ký ngày 25/10/2001 với liên doanh do công ty COMA làm đại diện. Trị giá
hợp đồng là 102 364 344 000 VNĐ. Thời hạn thực hiện hợp đồng là 24 tháng.
Đến nay công việc thiết kế ước đạt 98% và bị chậm so với tiến độ là 10.7 tháng
Công tác thi công đang tiếp tục các hạng mục như nhà căn tin- giặt là, nhà y tế, nhà
Gara ôto, đường giao thông, nhà hành chính
Giao diện với các gói thầu: 1
Việc không hoàn thành công việc như tiến độ là do những nguyên nhân sau đây:
- Do công tác đàm phán ký kết gói thầu số 1 vẫn còn tiếp tục nên chưa thực hiện được
khối lượng công việc theo dự kiến.

- Chậm tiến độ thực hiện công việc theo các hạng mục nhà máy: các gói thầu số 2, 3,
5A, 5B và 7.
Trang 5
- Chưa triển khai thực hiện gói thầu số 4.
- Triển khai chậm các hạng mục: san lấp mặt bằng nhà máy, khu bể chứa sản phẩm,
kè taluy, giải phóng mặt bằng và đền bù
- Công tác điều hành không đáp ứng nhu cầu, công tác giải quyết các vấn đề phát sinh
với nhà thầu chưa đạt yêu cầu.
- Việc tổ chức thực hiện công việc từ phía các nhà thầu không phù hợp với việc thực
hiện nghĩa vụ của nhà thầu theo qui định của hợp đồng.
IV. CÔNG TÁC ĐÀO TẠO
Việc đào tạo các kỹ sư để chuẩn bị cho việc chạy thử và vận hành nhà máy trong tương lai
là cấp bách, do đó trong năm 2002 công ty đã triển khai việc đào tạo các khoá học trong
nước cũng như nước ngoài như sau:
Các khoá học trong nước:
- Lớp VR6 gồm 20 người và lớp VR7, VR8 gồm 40 người đã kết thúc khoá đào tạo cơ
bản tại Trường Đào Tạo Nhân Lực Dầu Khí Vũng Tàu.
- 24 kỹ sư vận hành đã tham gia khoá đào tạo Bản Quyền công nghệ cho phân xưởng
NHT-CCR tại Quảng Ngãi do công ty UOP(Mỹ) giảng dạy.
- 31 Cán bộ tham gia khoá đào tạo phòng cháy chữa cháy.
- 9 cán bộ tham gia khoá tập huấn nghiệp vụ xuất nhập khẩu.
- 41 người tham gia khóa an toàn lao động tại Quảng Ngãi.
- Tổ chức cho 29 người tham gia tập huấn tại Nhà Máy Nhựa Phú Mỹ Vũng tàu.
Các khoá học ở nước ngoài:
- Cử 30 kỹ sư đi thực tập tại Nhà Máy Lọc Dầu Yaroslavl- LB Nga.
- Tổ chức lớp đào tạo tự động hoá cho 15 kỹ sư tại Honeywell - Singapore
- Các khoá đào tạo ngắn hạn cho 18 kỹ sư tại Nhật Bản, 02 người tại Malaysia và 01
người tại Inonesia.
Trong thời gian sắp tới, Công ty dự kiến sẽ ký hợp đồng đào tạo về vận hành với các
nước như Thái lan, Singapore để đảm bao tay nghề cho các kỹ sư vận hành trong giai đoạn chạy

thử và vận hành nhà máy trong tương lai.
Sodalit
e
Trang 6
PHU LUC
IV. TÓM TẮT CÔNG NGHỆ MỘT VÀI PHÂN XƯỞNG LỌC DẦU CÓ BẢN QUYỀN
A. CÔNG NGHỆ IFP (Institut Francais du Pétrole)
Phân xưởng cracking xúc tác tầng sôi cặn(RFCC).
1. Zeolite
Zeolite hay còn gọi là rây phân tử là các Silice-Alumine(SiO
2
-Al
2
O
3
) có cấu trúc tinh thể đặc
biệt. Đơn vị cấu trúc cơ bản của SiO
2
-Al
2
O
3
là các tứ diện SiO
4

và AlO
4
-
mà tâm là Si hoặc Al
còn đỉnh là O :

Ta thấy rằng Al có hóa trị là 3 nên tứ diện tương ứng thừa một điện tích
âm và được bù trừ bởi cation Na
+
. Các tứ diện này kết hợp giữa chúng
thông qua hóa trị tự do của nguyên tử oxy. Trong cấu trúc zeolite thì sự
kết hợp của các tứ diện này chỉ thực hiện thông qua đỉnh. Như vậy đơn
vị cấu trúc tinh thể cơ bản của zeolite là cấu trúc gồm 6 mặt vuông và 8
mặt lục giác(còn gọi là cấu trúc sodalite) như sau:
Nếu các sodalite này kết hợp với nhau bởi các mặt vuông thì cấu trúc tạo
ra có đường kính lỗ rất nhỏ, như vậy các phân tử hydrocarbon có kích
thước lớn không thể đi vào được. Còn nếu chúng kết hợp bởi các mặt
lục giác thì cấu trúc tạo ra có đường kính lỗ > 10A
0
, như vậy các hydrocarbon nặng có thể đi vào
dể dàng và hấp phụ lên đó. Trường hợp này ta gọi là zeolite X hoặc Y. Sự phân biệt X và Y phụ
thuộc vào thành phần Si và Al trong cấu trúc:
Zeolite X: nghèo Si(60%Si và 40%Al)
Zeolite Y: giàu Si(75%Si và 25%Al)
Xúc tác của quá trình cracking xúc tác được tạo thành cơ bản từ zeolite Y(cấu trúc Faujasite).
Như vậy phần trăm Si cao sẽ làm tăng độ ổn định của xúc tác ở nhiệt độ cao. Để tạo ra tính axit
cho xúc tác, ta thực hiện quá trình trao đổi ion Na
+
bằng các ion NH
4
+
( khi nung tạo thành H
+
và
NH
3

) tạo zeolite NH
4
X, NH
4
Y có độ ổn định nhiệt thấp hoặc với ion đất hiếm RE
3+
như Cerium,
Lanthan…tạo zeolite REY có độ ổn định nhiệt cao hơn. Zeolite Y được đưa vào xúc tác dưới các
dạng sau :( H là ion H
+
tạo ra do nung NH
4
)
- REY: Rare Earth zeolite Y: loại này có hoạt tính rất mạnh do UCS( Unit Cell
Size, kích thước đơn vị cơ bản) cao(UCS > 24.35 A
0
; 1A
0
= 10
-10
m ; UCS tỷ lệ
thuận với hàm lượng Al trong cấu trúc, tăng từ 22.2 A
0
đến 22.4 A
0
đối với xúc
tác cân bằng ), tức là mật độ vùng axit cao nên thuận lợi cho phản ứng dịch
chuyển hydro(phản ứng chuyển hóa olefin thành paraffin, diolefin hoặc aromatic.
Các diolefin tạo ra này tiếp tục cộng hợp lên các vòng aromatic tạo ra các hợp
SiO

4
AlO
4
-
O
O
O
O
Si
O
O
O
O
Al
Na
+
Trang 7
chất đa vòng ngưng tụ. Đây là nguyên nhân tạo cốc). Do vậy làm tăng hàm lượng
cốc và làm giảm chỉ số RON của xăng
- USHY(Ultra Stable Zeolite Y) : Xúc tác siêu bền. Loại này có UCS rất
bé(<24.26A
0
) như vậy sẽ hạn chế phản ứng dịch chuyển hydro do đó hạn chế
lượng cốc tạo ra đồng thời tăng chỉ số RON của xăng, tuy nhiên hiệu suất xăng có
giảm một ít.
- REHY và REHUSY: Loại này mang tính trung gian giữa hai loại trên và hiệu quả
của xúc tác phụ thuộc vào hàm lượng nguyên tố đất hiếm .
- DY(Dealuminated Y): hoạt tính cao hơn HUSY một ít và hàm lượng cốc tạo ra
cũng ít hơn. Xúc tác này là kết quả của việc xữ lý hóa học của USHY để loại bỏ
hoàn toàn hoặc một phần hiện tượng khử Al khỏi cấu trúc zeolite ở nhiệt độ cao.

2. Nguyên liệu và năng suất.
- Cặn của tháp chưng cất khí quyển CDU
- Năng suất thiết kế là 3.256*10
6
tấn/năm(697*10
3
thùng/ngày)
RFCC được thiết kế cho hai trường hợp dầu thô
- 100% dầu Bạch Hổ
- 84.6% dầu Bạch Hổ + 15.4% dầu Dubai( tỷ lệ 5.5/1)
và hai trường hợp, tuỳ theo mục đích của quá trình :
- Tối đa xăng(MG : max Gasoline)
- Tối đa distillate LCO(MD: max Distillate)
Tính chất của nguyên liệu cặn như sau :
Dầu Bạch Hổ Dầu hổn hợp
T sôi TBP(
0
C) 370+ 370+
%v/dầu thô 47.3 46.6
%m/dầu thô 50.1 50
độ API 28.9 26.95
d15/4 0.882 0.893
N(ppm) 1300 1800
S(%m) 0.55 0.55
Conradson Carbon(%m) 1.57 2.66
V(ppm) 0 10.5
Ni(ppm) 1 5
Na(ppm) 1.6 1.6
Độ nhớt @50
0

C(cSt) 43.4 43.4
Độ nhớt @100
0
C(cSt) 9 8.8
Điểm chảy(
0
C) 52 50
Asphalten(%m) 1 2
Hydrogen(%m) 12.84 12.7
Chỉ số trung hòa(mgKOH/g) 0.05 0.05
Thông số K
UOP
12.78 12.58
ASTM D1160@760mmHg
IBP(
0
C) 262 263
10%v(
0
C) 379 379
30%v(
0
C) 437 435
50%v(
0
C) 480 475
550+(%v)(
0
C) 32.5 32.4
Trang 8

3. Sản phẩm
a. Tiêu chuẩn sản phẩm
H
2
S trong LPG(ppm) < 25
C3 thu hồi(%m) > 95
C4 thu hồi(%m) > 96
C5+ trong LPG(%m) < 0.7
Tính chất MG MD
Xăng
TBP C5-205
0
C C5-165
0
C
RVR(KPa) >60 >60
LCO
TBP 205
0
C – 360
0
C 165
0
C – 390
0
C
Điểm chớp cháy(
0
C) >65 >65
Slurry

TBP >360
0
C >390
0
C
Điểm chớp cháy(
0
C) >100 >100
b. Lưu lượng và phần trăm sản phẩm ước tính



BH MIX
MG MD MG MD
%m
10^6
tấn/năm %m 10^6 tấn/năm %m
10^6
tấn/năm %m
10^6
tấn/năm
H2S 0.027 0.00089 0.023 0.00075 0.300 0.0098 0.255 0.0083
Gas 1.69 0.055 1.50 0.049 2.30 0.07 1.59 0.05
LPG 18.79 0.612 13.67 0.45 17.75 0.58 13.45 0.44
Xăng 53.01 1.726 32.60 1.06 49.80 1.62 31.67 1.03
LCO 13.98 0.46 40.54 1.32 14.55 0.47 40.35 1.31
Slurry 7.27 0.237 6.86 0.22 7.53 0.25 6.29 0.20
Cốc 5.23 0.170 4.81 0.16 7.77 0.25 6.40 0.21
Tổng 100 3.256 100 3.256 100 3.256 100 3.256
MG: xăng tổng = dòng HN + dòng LN

MD: LCO sản phẩm = dòng LCO + dòng HN
4. Lưu lượng MTC(Mix Temperature Control)
BH Mix
Hồi lưu về Riser(kg/h) MG MD MG MD
MTC(HN) 0 0 76397 0
HCO 0 117100 0 117100
MG: HN được hồi lưu về nguyên liệu để điều chỉnh độ nhớt nguyên liệu để tăng hiệu quả của
việc phun sương nguyên liệu
MD: HCO được hồi lưu về nguyên liệu để tăng hiệu suất chuyển hóa cặn
5. Xúc tác :
USHY(Ultra Stable Hydrogen zeolite Y) : xúc tác siêu bền. Loại xúc tác này giảm phản ứng
chuyển dịch hydro do đó giảm hàm lượng cốc đồng thời có độ bền nhiệt cao.
Trang 9
6. Một vài thông số của quá trình.
BH Mix
RISER MG MD MG MD
T feed(
0
C) 290 290 170 170
T out(
0
C) 518 505 520 511
C/O 5.57 5.27 6.34 6.43
Delta cốc(%m) 0.94 0.91 1.22 0.99
REGENERATOR 1
T phase nặng(
0
C) 651 636 683 646
T phase nhẹ(
0

C) 646 631 678 641
% cốc đốt cháy(%m) 70 70 70 70
Áp suất(bar.g) 2.28 2.28 2.28 2.28
REGENERATOR 2
T phase nặng(
0
C) 713 695 762 712
T phase nhẹ(
0
C) 734 720 772 733
7. Sơ đồ công nghệ
LC
LC
TC
PdC
PC
LC
FC
FC
FC
FC
FC
FC
FC
FC
FC
FC
FC
MP Steam
Riser

Thiết bị phản ứng
bậc hoàn nguyên 2
bậc hoàn nguyên 1
Withdrawal wel
Về tháp tách chính
T1501
To flue gas
To flue gas
External
Cyclon
Preheated air
Preheated air
Plug valve
Lift air
Fluidization air
Backflush Oil
MTC
HCO hồi lưu
Standpipe
H2: Khu vực phản ứng của RFCC
Trang 10
về thiết bị hấp thụ sơ cấp T1553
Nước rữa
Rich Oil từ T1553
TC
HN
LCO
HCO
Sản phẩm
phản ứng

P1519A/B/C/D
P1504A/B
HCO + hạt xúc tác
Tách
Slurry
sản xuất FO
HCO hồi lưu về Riser
LCO
MTC về Riser
về thiết bị hấp thụ thứ cấp T1551
nước chua
CDU gas
NHT gas
Phần lỏng từ D1511
đến máy nén khí C1551
T1502
P1515
Hơi nước
Hơi nước
P1509
HCO
P1511
P1512A/B
Sấy chân
không
T1505
hút chân không
E1519
D1514
E1520

1
2
3
4
5
1
10
11
19
23
24
30
H3: Tháp tách sản phẩm phản ứng của RFCC
Từ Ballon đỉnh
D1514
phần lỏng về lại
D1514
D1511
Nén khí bậc 1
C1551
E1551
E1552A/B
D1512
Nén khí bậc 2
C1551
E1553
Xăng nhẹ chưa ổn định
LPG từ CDU
E1554A/B
Xăng nhẹ đã ổn

định(LN)
nước chua
Debutaniser
E1561
ABCD
E1560A/B
E1556
E1557
Dầu hấp thụ
HN về lại
tháp T1501
HN từ
T1501
DEA sạch
DEA bẩn
Fuel Gas
D1559
D1557
T1555
E1558
E1559
1
20
20
1
Tháp hấp thụ sơ cấp
Tháp hấp thụ thứ cấp

Stripper
31

1
30
1
LPG
DEA sạch
DEA bẩn
E1562
về đuốc để đốt
H4: khu vực tách khí của RFCC
Trang 11
B. CÔNG NGHỆ UOP
1. Phân xưởng xử lý xăng Naphtha(NHT : Naphtha Hydro Treating)
a. Mục đích:
Xữ lý xăng nặng Heavy Naphtha để loại bỏ các tạp chất gây ngộ độc xúc tác, chuẩn bị
nguyên liệu cho phân xưởng CCR
b. Các phản ứng xãy ra:
* Tách loại lưu huỳnh (HDS: HydroDeSulfurization)
- Mercaptan(RSH)
RSH + H
2
RH + H
2
S
- Sulfide(RSR’)
RSR’ + 2 H
2
RH + R’H + H
2
S
- Disulfide(RSSR’)

R-S-S-R’ +2 H
2
R-R’ + 2 H
2
S
- Cyclic sulfide
+ H
2
R’S + H
2
S
- Thiophenic
+ H
2
R’S + H
2
S
* Tách loại nitơ(HDN)

- Pyridin
+ 5H
2
C
5
H
12
+ NH
3
- Quinolin
S

R
S
R
N
Trang 12
+ 4H
2
+ NH
3
- Pyrrol
+ H
2
R’H + NH
3
- Methylamin
CH
3
-NH
2
+ H
2
CH
4
+ NH
3

* Tách loại oxy(HDO: Hydro DeOxydation)
Các hợp chất oxy tồn tại chủ yếu dưới dạng phenol hoặc alcool như sau:
+H
2

+ H
2
O
* Bão hòa olefin
- Olefin mạch thẳng
R=R’ + H
2
R”
- Olefin mạch vòng

+ H
2

* Tách loại clo(Cl)
R-Cl + H
2
HCl + RH
* Tách kim loại(HDM: HydroDeMetalisation)
Các kim loại như As, Fe, ca, Mg,P, Pb, Si, Cu, Na có trong Naphtha với hàm lượng rất
bé, khoảng ppb(10
-12
).
Pb-(C
2
H
5
)
4
+ 2H
2

4 C
2
H
6
+ Pb
R
N
N
R
H
OH
Trang 13
c. Lưu lượng và nhiệt phản ứng:
1. Lưu lượng tương đối của 3 quá trình là như sau:
HDS 100
HDO 80
HDN 20
2. Nhiệt tương ứng và giá trị tương đối của 3 qúa trình:
Quá trình Kj/kg/m
3
H
2
Giá trị tương đối
HDS 8.1 100
HDO 40.6 80
HDN 0.8 20
d. Nguyên liệu
Naphtha Straight Run(xăng của quá trình chưng cất trực tiếp) từ CDU hoặc từ bể chứa
Lưu lựợng 21.1 BPSD( 140 m
3

/h )
API 59.1
ASTM D86 T(
0
C)
IBP(PI) 90
50%v 127
EP(PF) 181
Tạp chất
S(ppm) 100
N(ppm) 1
Cl(ppm) <0.5
O(ppm) 0
Kim loại(ppm) <50
e. Tạp chất trong sản phẩm:
S(ppm) <0.5
N(ppm) <0.5
Kim loại(ppm) 0
f. Thông số làm việc:
1. Khu vực phản ứng:
P thiết bị tách(bar.g) 21.1
Trang 14
LHSV(VVH) (h
-1
) 7.8
T Reactor Out (
0
C) 315 - 343
(Tout – T in)
max

(
0
C) 28
H
2
hồi lưu(nm
3
/m
3
) 85
Độ sạch H
2
hồi lưu(% mol) >80
Loại xúc tác S120( xúc tác Co/Mo)
H
2
tiêu thụ (nm
3
/m
3
) 3.3
2. Khu vực tách
P Ballon(bar.g) 10.2
T Ballon(
0
C) 40
Lượng hồi lưu/nguyên liệu(mol/mol) 0.2
số đĩa 25
Độ sạch
% C

4
-
ở đáy(%v) <0.5
% C
5+
ở đỉnh(%v) <0.5
g. Sơ đồ công nghệ
2. Phân xưởng Reforming xúc tác liên tục(CCR)
a. Mục đích.
a. Nâng cao chỉ số octan của xăng nặng để phối liệu xăng thương phẩm
HN từ CDU
HN từ bể chứa
D1201
H1201
D1203
R1201
E1203
H1202
D1207
Gas Plant
T1201
5
1
6
25
H
2
bổ sung
từ CCR
H

2
hồi
lưu
Xăng HN đã xữ lý về CCR
H
2
O
H5: Phân xưởng xữ lý Heavy Naphtha làm nguyên liệu cho CCR
Trang 15
b. Sản xuất H
2
phục vụ cho các quá trình xữ lý trong nhà máy lọc dầu
c. Ngoài ra quá trinh này còn dùng để sản xuất các hợp chất Aromatic(BTX)
b. Nguyên liệu và năng suất.
Xăng nặng( Heavy Naphtha) đã qua phân xưởng xữ lý NHT để loại các tạp chất gây ngộ
độc xúc tác.
Năng suất thiết kế là 21000 thùng/ngày
c. Xúc tác.
Xúc tác sử dụng là R-134 có các đặc tính như sau:
Đường kính(mm) 1.6
Density(kg/m
3
) 560
Pt(%m) 0.29
Cl(%m) 1.2 - 1.3
Xúc tác được phân bố trong 4 thiết bị phản ứng với tỷ lệ như sau:
Thiết bị phản ứng % xúc tác
1 20.75
2 21.15
3 26.65

4 28.45
d. Các phản ứng xáy ra.
1. Dehydro hóa Naphten
+ 3 H
2
( xãy ra rất nhanh)
+ 3 H
2

Phản ứng này được kích hoạt bởi chức năng kim loại của xúc tác. Phản ứng thuận lợi ở nhiệt độ
cao(do phản ứng thu nhiệt) và áp suất thấp(do tăng số mol)
2. Isome hóa Naphten và Paraffin
R(CH
2
)
5
CH
3
RCH
2
CHCH
2
CH
2
CH
3
Phản ứng này xãy ra dể dàng và thu nhiệt mạnh do đó nhiệt độ phản ứng giảm mạnh khi xãy ra
phản ứng này
R
R

R
R
R
R’
CH
3
Trang 16
Đây là phản ứng xãy ra theo cơ chế ion, cacbonium do đó phản ứng này được kích hoạt bởi chức
năng axit của xúc tác
Số phân tử trước và sau phản ứng không đổi nên phản ứng không phụ thuộc vào áp suất
3. Hydro vòng hóa các paraffin
R – (CH
2
)
5
CH
3
Đây là phản ứng khó nhất trong quá trình Reforming. Là phản ứng thu nhiệt nên thuận lợi ở nhiệt
độ cao. Số mol tăng nên thuận lợi ở áp suất thấp. Phản ứng này gồm isome hóa và vòng hóa nên
được kích hoạt bởi cả chức năng axit và kim loại của xúc tác
4. Hydro cracking
Phản ứng được kích hoạt bởi chức năng axit của xúc tác
R – C – C – C + H
2
RH + C – C - C

5. Khử metan hóa
R-(CH
2
)

3
-CH
3
+ H
2
R-(CH
2
)
2
CH
3
+ CH
4
+ H
2
+ CH
4
Phản ứng này làm giảm năng suất H
2
và xăng Reformat. Phản ứng xãy ra khi điều kiện của quá
trình nghiêm ngặt như nhiệt độ cao, áp suất cao. Phản ứng này được kích hoạt bởi chức năng kim
lọai của xúc tác. Phản ứng có thể được khống chế bằng cách giảm chức năng kim loại của xúc
tác bằng cách cộng hợp S hoặc bổ sung kim loại thứ hai vào xúc tác(xúc tác 2 kim loại).
6. Khử alkyl hóa các hợp chất thơm
+ H
2
+ R”
Phản ứng bẽ gãy mạch xãy ra trên nhánh alkyl và được xúc tác bởi chức năng axit. Phản ứng
thuận lợi ở nhiệt độ cao, áp suất cao
R”

R
+ m H
2
R R’
R- C RH
C
C
C
Trang 17
e. Nhiệt phản ứng
Phản ứng Delta H(Kcal/mol H
2
)
Paraffin Naphten +10.5 ( thu nhiệt)
Naphten Aromatic +16.9 ( thu nhiệt)
Hydrocraking - 13.5 ( tỏa nhiệt)
Cả hai phản ứng dehydro vòng hóa các paraffin và hydro hóa các naphten là thu nhiệt mạnh nên
nhiệt độ giảm mạnh nhất khi qua thiết bị phản ứng đầu tiên vì ở đậy hầu như tất cả các phản ứng
chuyển hóa naphten xãy ra , còn ở thiết bị phản ứng cuối cùng thì chỉ còn phản ứng dehydro
vòng hóa paraffin và hydro cracking do đó động học chung của quá trình hoặc là tỏa nhiệt hoặc
là thu nhiệt phụ thuộc vào điều kiện làm việc, đặc trưng nguyên liệu và xúc tác.
g. Độ chuyển hóa các hydrocarbon trong các thiết bị phản ứng.
Thiết bị phản ứng 1 2 3 4 Độ chuyển hóa(%)
Cyclohexan 95 3 0 1 99
Cyclopentan 39 35 9 4 87
Paraffin 7 7 13 12 39
h. Thông số làm việc
1. Khu vực phản ứng
P thiết bị phản ứng(bar.g) 3.5
P Ballon đỉnh(bar.g) 2.46

T Ballon đỉnh(
0
C) 46
LHSV(VVH)(h
-1
) 2.8
T Reactor in (
0
C) 526 - 549
H
2
/HC(mol/mol) 2.9
Lưu lượng(tấn/giờ) 103.5
2. Khu vực tách
P đỉnh(bar.g) 10.5
T ballon(
0
C) 40
số đĩa 30
Trang 18
i. Sơ đồ công nghệ
C. CÔNG NGHỆ MERICHEM
a. Phân xưởng trung hòa kiềm: CNU( Caustic Neutralization Unit)
1. Nguyên liệu và năng suất.
Dòng kiềm đến từ KTU, LTU, ETP( hệ thống xữ lý nước thải của nhà máy) và NHT
Phân xưởng đựợc thiết kế cho dòng kiềm hổn hợp là 1.5 m
3
/h
2. Các phản ứng xãy ra.
- Trung hòa NaOH bằng H

2
SO
4
2 NaOH + H
2
SO
4
=> Na
2
SO
4
+ H
2
O
- Tái sinh axit naphtenic bằng H
2
SO
4
2 RCOO-Na + H
2
SO
4
=> RCOOH + H
2
O
- Tái sinh phenol bằng H
2
SO
4
2RONa + H

2
SO
4
=> 2 ROH + Na
2
SO
4

Dòng kiềm thường chứa tạp chất là các muối Na
+
tạo ra do phản ứng của kiềm với
H
2
S, mercaptan (RSH) và CO
2
. Khi có mặt H
2
SO
4
trong môi trường
PH ~ 3 thì các tạp chất này đuợc tái sinh về dạng ban đầu như sau:
Xúc tác
Xúc tác
đi tái sinh
1
2
3
4
R1301
R1302

R1303
R1304
Lò gia nhiệt
CFE
Nguyên liệu

E1301
D1301
C1301
H
2
hồi lưu
Fuel Gas
LC
Debutaniser
E 1307
E 1309
E 1310
TRC
LC
FRC
D1303
FRC
D1308A
D1308B
LPG
E1306
Xăng Reformat
E1308
E1305

H6: Phân xưởng Reforming xúc tác liên tục CCR
Trang 19
Na
2
S + H
2
SO
4
=> Na
2
SO
4
+ H
2
S
Na
2
S
2
O
3
+ H
2
SO
4
=> Na
2
SO
4
+ H

2
SO
3
+ S
Na
2
SO
3
+ H
2
SO
4
=> Na
2
SO
4
+ H
2
SO
3
Na
2
CO
3
+ H
2
SO
4
=> Na
2

SO
4
+ H
2
O +CO
2
2NaHCO
3
+H
2
SO
4
=> Na
2
SO
4
+ 2H
2
O + 2CO
2
2NaSR + H
2
SO
4
=> Na
2
SO
4
+ RSH
2OH(CH

2
)
2
NH
2
+ H
2
SO
4
=> (CH
2
)
2
NH
3
HSO
4

Các phản ứng này xãy ra trong thiết bị phản ứng có trang bị cánh khuấy và có vỏ áo
làm lạnh để loại nhiệt phản ứng.
3. Sơ đồ quá trình
Dòng xút hổn hợp từ bể chứa được bơm P-2002A/B bơm qua thiết bị lọc rổ STR-
2001A/B để loại các hạt rắn có kích thước > 300 micron sau đó đi vào thiết bị phản
ứng R-2001. H
2
SO
4
96%m được bơm P-2001A/B bơm vào thiết bị phản ứng R-2001.
Thiết bị phản ứng có trang bị cánh khuấy để tăng độ trộn lẫn và có lớp vỏ áo làm lạnh
để loại nhiệt phản ứng. Thiết bị phản ứng được giữ ở 66

0
C thông qua việc điều chỉnh
lưu lượng nước làm lạnh. Sản phẩm sau phản ứng là H
2
SO
4
dư, muối Na
+
, axit
naphtenic và phenol tiếp tục sang thiết bị tách pha D-2001. Trong thiết bị này, dòng
Kerosen sạch từ KTU được đưa vào để trích ly các hợp chất naphtenic và phenolic.
Khí Fuel gas được đưa vào để đẩy sạch các khí axit như CO
2
, H
2
S và
mercaptan(RSH) tạo thành sau phản ứng. Lượng dầu axit/ Ker lấy ra nhờ bơm P-
2003A/B dưới sự khống chế mức giữa pha dầu axit và pha khí. Pha lỏng dưới đáy D-
Nước làm mát
H
2
SO
4
96%
Dòng kiềm
hổn hợp
R2001
TC TC
Nước khử
khoáng

KER từ
KTU
Fuel Gas
T2001
TK2004
D 2001
Đuốc
LC
FC
M 2002
NaOH 5
0
Be
LC
LC
LC
FFC
2001
FFC
2002
D2003A
D2003B
Dòng kiềm
đã xữ lý
P2005A/B/C
KER sạch
H8: Phân xưởng trung hoà kiềm (CNU)
Trang 20
2001 là pha (muối + H
2

SO
4
dư) được đưa sang thiết bị Stripper để tách toàn bộ CO
2
,
H
2
S còn sót lại nhờ Fuel Gas sục vào ở đáy Stripper T-2001. Sản phẩm đỉnh là các
khí được đưa ra ở đuốc để đốt. Sản phẩm đáy tháp được đưa sang thiết bị trung hòa
TK-2004 để trung hòa lượng H
2
SO
4
dư để tránh ăn mòn trước khi qua bộ phận trích
ly phenol. Dòng kiềm 5
0
Be được trộn với dòng đi ra từ đáy T-2001 thông qua thiết bị
trộn tĩnh M-2002. Sản phẩm lấy ra từ TK-2004 được bơm P-2004A/B bơm sang thiết
bị trích ly D-2003A/B. Kerosen sạch được bổ sung vào D-2003B để trích phenol và
dầu axit hòa tan còn sót lại. Phần dầu axit/Ker lấy ra ở đỉnh D-2003A đem đi phối
trộn dầu đốt FO
b. Phân xưởng xữ lý Kerosen (KTU)
1. Mục đích.
Tách loại axit naphtenic và oxi hóa mercaptan(RSH), ăn mòn, mùi khó chịu thành
disulfure(RSSR’) không ăn mòn và không mùi.
2. Nguyên liệu và năng suất
Nguyên liệu là Kerosen đi ra từ tháp chưng cất khí quyển, phải được xữ lý trước khi
đem đi phối trộn
Năng suất thiết kế của phân xưởng là 51500 kg/h(10^4 thùng/ngày)
Thành phần nguyên liệu

Dầu Bạch Hổ Dầu hổn hợp
H
2
S(ppm) 0 0
RSH(ppm) 3 100
H
2
O bão hòa bão hòa
3. Sản phẩm
RSH(ppm) < 20( hoặc Doctor test là âm tính)
Chỉ số axit(mg KOH/g) < 0.015
H
2
O(ppm) 0
Ăn mòn đồng N
0
1
Ổn định nhiệt Delta P lọc (mmHg) <25
4. Các phản ứng xãy ra.
+ NaOH + H
2
O (1)
2RSH + 2NaOH => 2RSNa + 2H
2
O (2)
2NaSH + 1/2O
2
+H
2
O => RSSR + 2NaOH (3)

(2,3) => 2RSH + 1/2O
2
=> RSSR + H
2
O (4)
5. Xúc tác
COOH
COONa
xt
xt
Trang 21

Xúc tác sử dụng để oxy hoá mercaptit thành disulfure là: Phthalocyanine Cobalt(ARI-
120) có công thức cấu tạo như sau:

6. Sơ đồ quá trình
Co
N N
N
N
N
N
R
R
R
R
N
N
D1401
FFC

1401
KER từ CDU
STR
1401A/B
LC
LC
LC
P1401A/B
Xúc tác
NaOH 5
0
Be
NaOH 20
0
Be
Nước nóng
D1402
FFC
1402
STR 1403A/B
STR 1402A/B
P1403A/B
D1403
D1404
D1405
F1402A/B
bể chứa
CNU
nước bẩn về khu
xữ lý nước thải

nước khử
khoáng
Không khí
SP-1401
F 1403
dầu Bạch Hổ
Về CNU
F 1403
H8: Phân xưởng xữ lý Kerosene(KTU)
Trang 22
KER chưa xữ lý đi qua thiết bị lọc rổ STR-1401A/B để tách loại các phân tử rắn có
kích thước > 300 micron sau đó đi vào đỉnh của thiết bị tiếp xúc FFC-1401 để tách loại
axit naphtenic. Ở đây Ker tiếp xúc với NaOH hồi lưu nhờ bơm P-1401A/B. Phản ứng
xãy ra trên sợi kim loại giữa axit naphtenic trong pha hydrocacbon và NaOH trong pha
kiềm(phản ứng 1). Ker đã xữ lý một phần chuyển động xuống theo sợi kim loại và rời
D-1401 ở đỉnh. Do quá trình tiếp xúc giữa Ker và NaOH trên sợi kim loại không xãy ra
sự phân tán pha do đó Ker rời D-1401 không kéo theo NaOH. Pha NaOH nặng hơn
chuyển động xuống dưới đáy D-1401 dưới tác dụng trọng trường. NaOH cho hồi lưu lại
FFC-1401 nhờ bơm P-1401A/B. Phần muối naphtenic được lấy ra ngoài dưới sự kiểm
tra mức của D-1401 và đưa đi trung hòa kiềm ở CNU.
Không khí sau khi qua thiết bị lọc F-1401A/B được sục vào dòng Ker đi ra từ D-1401
ở đỉnh nhờ thiết bị phun SP-1401 và hổn hợp này được đi vào thiết bị FFC-1402 để
tách loại mercaptan. Ở đây cũng xãy ra sự tiếp xúc pha giữa Ker và NaOH hồi lưu trên
sợi kim loại .RSH chuyển từ pha hydrocacbon và bị oxi hóa trong pha NaOH tạo thành
disulfure không ăn mòn và không mùi. NaOH hồi lưu lại nhờ bơm P-1402A/B. Thiết bị
lọc rổ STR-1403A/B được dùng để lọc các hạt cacbon bị thất thoát ra từ lớp cacbon
trong D-1402, như vậy sẽ bảo vệ được bơm P-1402A/B và FFC-1402 tránh bị bít. Khi
NaOH và Ker rời thiết bị tiếp xúc FFC-1402, pha NaOH nặng hơn, chuyển động theo
sợi kim loại và đi xuống phía đáy D-1402 con Ker sau khi rời sợi kim loại chuyển động
ngược lên phía trên đi qua lớp cacbon tẩm xúc tác oxi hóa. Lớp cacbon này có 2 chức

năng: mềm hóa RSH khó phản ứng còn sót lại và hợp dính các giọt lỏng NaOH, không
cho kéo theo.
Xúc tác được cho vào dòng NaOH hồi lưu. Xút 5
0
Be được đưa vào nhờ bơm P-
1403A/B thông qua thiết bị lọc STR-1403A/B để loại các hạt rắn > 150 micron để tránh
làm bít thiết bị tiếp xúc sợi kim loại.
Khi sự kiềm hóa lớp cacbon đòi hỏi(do tiêu chuẩn sản phẩm không đạt mà ta không thể
thay đổi các thông số vận hành như lưu lượng không khí hoặc lượng hồi lưu) thì dòng
NaOH 5
0
Be được dừng và toàn bộ NaOH dư trong D-1402 được đưa sang D-1401.
Dòng NaOH mới(20
0
Be) đưa vào D-1402 qua bơm P-1407 và lọc STR-1402A/B và
tưới trực tiếp lên lớp cacbon không cần qua thiết bị tiếp xúc kim loại. NaOH 20
0
Be
được hồi lưu lại lớp cacbon nhờ bơm P-1402 cho đến khi lớp cacbon được kiềm hóa
hoàn toàn.
Khi nước nóng được đòi hỏi thì tất cả NaOH và hydrocacbon loại khỏi D-1402. nước
nóng cung cấp ở 90
0
C đi qua thiết bị lọc STR-1402A/B và bơm P-1402A/B và đi vào
lớp cacbon nhờ bộ phận phân phối nằm trên lớp cacbon. nước nóng chuyển động từ
trên xuống dưới qua lớp cacbon cho đến khi lớp cacbon sạch. Nước rữa bẩn được lấy
ra ngoài và không được hồi lưu. Dòng Ker đi ra từ đỉnh D-1402 đi vào thiết bị D-1403
để loại các vệt NaOH. Ở đây dòng Ker tiếp xúc với dòng H
2
O được hồi lưu lại FFC-

1403 . Ker đi ra D-1403 ở phía trên và tiếp tục sang thiết bị làm khô bằng muối D-
1404. Nước được hồi lưu lại FFC-1403 nhờ P-1403A/B. Nước khử khoáng được bơm
P-1405A/B bơm qua thiết bị lọc STR-1404A/B để tách loại các hạt rắn > 150 micron
và đi vào đầu hút của P-1404A/B. Lượng nước khử khoáng được đưa vào sao cho nồng
độ NaOH trong dòng kiềm rút ra ở đáy D-1403 là 500ppm NaOH và dòng này được
đưa đi xữ lý ở phân xưởng ETP(xữ lý nước thải của nhà máy). Thiết bị làm khô D-1404
có tác dụng là loại nước tự do trong Ker. Ker đi vào đáy D-1404 chuyển động lên trên
qua lớp muối và đi ra ở đỉnh. Nước trong dòng Ker bị giữ lại và hòa tan với muối tạo
thành dung dịch muối và được lấy ra ở đáy theo định kỳ. Sản phẩm ra từ đỉnh D-1404
đi qua thiết bị cuối cùng là thiết bị xữ lý bằng đất sét D-1405 đi vào từ đỉnh. Ở đây xãy
ra quá trình tách loại các phân tử rắn, tách ẩm và chất hoạt động bề mặt. Sau khi rời đáy
D-1405, Ker được P-1406A/B bơm qua thiết bi lọc F-1402 A/B để loại các hạt rắn >10
micron sau đó vào bể chứa. Một phần nhỏ Ker đưa đến CNU để làm dung môi trích ly
phenol
Trang 23
c. Phân xưởng xũ lý LPG
1. Mục đích và năng suất
Loại bỏ H
2
S, CO
2,
RSH và COS
Năng suất thiết kế là 77240kg/h(21000 thùng/ngày)
2. Các phản ứng xãy ra
H
2
S + 2 NaOH => Na
2
S + 2H
2

O (1)
RSH + NaOH => RSNa + H
2
O (2)
(1) xãy ra nhanh và mạnh hơn (2)
COS trong khí bị thủy phân tạo CO
2
và H
2
S dưới sự có mặt của MEA như sau:
COS + H
2
O => CO
2
+ H
2
S (3)
CO
2
và H
2
S phản ứng nhanh và mạnh với NaOH:
CO
2
+ 2 NaOH => Na
2
CO
3
+ 2H
2

O (4)
H
2
S + 2 NaOH => Na
2
S + 2H
2
O (1)
(1,3,4)=> COS + 4NaOH => Na
2
S + Na
2
CO
3
+ 2H
2
O (5)
3. Sơ đồ quá trình
MEA
MEA
D1601
D1602
FFC 1602
FFC 1601
LC
LC
PC
về CNU
P1601 A/B
P1602 A/B

LPG từ RFCC,
Gas Plant
MEA 99%
H
2
O
STR-1603A/B
STR-1602A/B
NaOH 20
0
Be
LPG đã xữ lý
STR-1601A/B
SP-1601
H9: Phân xưởng xữ lý LPG(LTU)