Tình hình hoạt động và phát triển tại Công ty phân đạm và hoá chất Hà Bắc

được sản xuất dưới dạng bột hoặc dạng viên (25 Kg/viên), với độ tinh khiết 98 – 99%, năng suất 1 tấn S/h. Hiện nay nhà máy bán ra thị trường với giá 1000đ/ kg. Dung dịch sau khi tái sinh qua bộ điều tiết dịch diện chảy về thùng chứa, qua bơm dung dịch nghèo được tăng áp rồi được đưa vào đỉnh tháp hấp thụ. 2.2.2.1.5 Chỉ tiêu công nghệ chủ yếu. Thành phần dung dịch: Tổng độ kiềm : ³ 0.4 N PH : 8,5 – 9,0 Na2CO3 : 4 – 6 gam/lít. NaHCO3 : 20 – 36 gam/lít. Tananh : 1,5 – 2 gam/lít. NaVO3 : 1 – 1,5 gam/lít. VO3- : ³ 0,8 gam/lít. Lưu huỳnh huyền phù : < 1gam/lít. Na2S2O3 : < 150 gam/lít. Điện vị Thành phần khí: [H2S] cửa vào : £ 1500 mg/lít. [H2S] cửa ra : 100 – 150 mg/lít. Lưu lượng: Lưu lượng khí than ẩm : 8000 – 42000 Nm3/h. Lưu lượng dịch tuần hoàn : 320 – 480 Nm3 Chiều cao dịch diện : 1/2 – 2/3. Nhiệt độ: Khí vào hấp thụ : 40 – 450C Dung dịch vào hấp thụ : 40 – 450C. Quạt khí than: Độ dung của gối đỡ trục : < 0,05 mm Nhiệt độ gối đỡ trục, mô tơ : < 650C. Áp suất cửa vào quạt khí than : > 100 mmH2O. Áp suất cửa ra quạt khí than : 900 – 1500 mmH2O. Máy nén không khí: Áp suất dầu máy nén : > 1,2 kg/cm2. Áp suất cửa ra đoạn I : 2,2 kg/cm2. Áp suất cửa ra đoạn II : 8,0 kg/cm2. 2.2.2. Cương vị biến đổi CO 2.2.2.1. Mục đích, ý nghĩa của cương vị Cương vị này dùng hơi nước để chuyển hoá CO trong khí than ẩm thành khí CO2 và H2 với sự có mặt của xúc tác trong các lò biến đổi. Khí H2 làm nguyên liệu cho quá trình tổng hợp NH3 còn khí CO2 là chất dễ loại bỏ bằng phương pháp hấp thụ và nguyên liệu để sản xuất urê, ngoài ra CO2 còn được sử dụng rộng rãi trong đời sống hàng ngày như làm bia, đá khô… Khí ra khỏi cương vị chuyển hoá CO gọi là khí biến đổi, có hàm lượng CO£2,0% được đưa qua các công đoạn tiếp theo để tiếp tục làm sạch thành khí nguyên liệu để tổng hợp NH3. 2.2.2.2. Lý thuyết quá trình chuyển hóa CO: Trong nguyên liệu dùng cho tổng hợp NH3 đều có chứa một hàm lượng CO nhất định. Để tiến hành phản ứng tổng hợp NH3 thì hàm lượng [CO + CO2] < 20ppm. Trong công nghiệp thường dùng phương pháp chuyển hóa CO bằng hơi nước. phối trộn hơi nước/ khí nguyên liệu theo một tỷ lệ nhất định, dưới tác dụng của xúc tác nhiệt độ xẩy ra phản ứng chuyển hóa CO để tạo thành CO2 và H2. CO2 thu được qua công đoạn hấp thụ CO2 tách ra làm nguyên liệu cho tổng hợp ure, một phần làm CO2 thương phẩm và các sản phẩm có nguồn gốc đi từ CO2. Còn hỗn hợp khí sau công đoạn này gọi là “khí biến đ ổi” (KBĐ). Trước đây công ty phân đạm và hóa chất Hà Bắc đã sử dụng công nghệ biến đổi xúc tác hệ Fe – Cr, nhiệt độ cao (khoảng nhiệt độ hoạt tính xúc tác là 350 – 5000C), hiện nay công ty đang sử dụng công nghệ “biến đổi toàn tháp” xúc tác hệ Co – Mo chịu lưu huỳnh, khoảng nhiệt độ hoạt tính từ 1600C – 4800C, nhiệt độ của cửa vào các đoạn đều nằm trong khoảng 180 – 2100C. a. Nguyên lý cơ bản của chuyển hóa CO. Phản ứng chuyển hóa CO: CO + H2O « H2 + CO2 + Q Cơ chế phản ứng: H2O + [K] « H2 + [K]O. CO + [K] O « CO2 + [K] Trong đó: [K]: chất xúc tác, [K]O hợp chất trung gian. Hiệu ứng nhiệt phản ứng: Hiệu ứng nhiệt của phản ứng được biểu diễn bởi phương trình: Q = 10681 – 1,44T – 0,4.10-4.T2 + 0,084.10-6. T3 b. Xúc tác chuyển hóa CO (hệ Co - Mo) Hiện công ty đang dùng xúc tác hệ Co - Mo ký hiệu HB-3 và HB-4. Hai loại xúc tác này thích hợp cho các nhà máy đạm cỡ nhở và vừa, sử dụng nguyên liệu đi từ than, dầu mỏ, khí thiên nhiên – khí đồng hành để chế khí. Thành phần hóa học: thành phần chủ yếu là oxyt Coban (CoO > 19%) và oxyt Molipden (MoO3 > 7%). Chất mang lf gama – oxyt nhôm ( g - Al2O3). Ngoài ra để nâng cao tính năng sử dụng xúc tác người ta còn thêm một số chất trợ xúc tác và chất ổn định xúc tác đặc biệt. Tính chất vật lý: Hình dạng : Hình cầu Màu sắc : Màu hồng nhạt hoặc màu xanh xam. Quy cách : F 3 – 5mm, F 4 – 6mm, F 5 – 7mm. Tỷ trọng đống : 0,8 – 1 kg/lít.` Bề mặt riêng : > 180 m2/g. c. Khống chế nghiêm ngặt [H2S] trong khí than ẩm cũng như tỷ lệ hơi/ nước khí vào lò, nhiệt độ khí vào lò biến bôi và nhiệt độ tầng xúc tác, đề phòng hiện tượng tái lưu hóa trở lại. Xúc tác biến đổi chịu lưu huỳnh hệ Co-Mo, khi đang sử dụng thì thành phần hoạt tính của nó ở dạng lưu hóa, trong trường hợp sử dụng không tốt thì dẫ tới tình trạng xúc tác bị mất hoạt tính – xẩy ra hiện tượng tái lưu hóa. Tái lưu hóa tại xúc tác hệ Co-Mo chủ yếu là sự tái lưu hóa của MoS2 trong thành phần hoạt tính của xúc tác. Phản ứng của nó như sau: MoS2 + 2H2O ® MoO2 + 2H2S. Trong phòng thí nghiệm cũng như trong thực tế sản xuất, đã xác nhận rằng tỷ lệ hơi nước/ khí, nhiệt độ phản ứng và [H2S] trong khí nguyên liệu cửa vào là 3 nhân tố quan trọng ngăn chặn hiện tượng tái lưu hóa. Khi [H2S] đầy đủ và khống chế tỷ lệ hơi nước/ khí và nhiệt độ phản ứng một cách thích hợp ổn định thì hoàn toàn có thể khống chế, ngăn chặn đươc hiện tượng tái lưu hóa. Cùng vơi việc nâng cao tỷ lệ hơi / khí vào lò, nâng cao nhiệt dộ phản ứng, yêu cầu [H2S] trong khí nguyên liệu cũng nâng cao tương ứng. Yêu cầu đối với các nhân tố [H2S] trong khí vào lò, tỷ lệ hơi nước/ khí và nhiệt độ phản ứng như sau: Khi H2S trong khí than ẩm ³ 800 – 1000 mg/Nm3, tại cửa ra tháp khử H2S trong khí than ẩm H2S ³ 100 mg/Nm3 và £ 150 mg/Nm3. Tỷ lệ hơi nước/ khí vào lò biến đổi £ 0,3. Nhiệt độ vào lò biến đổi 1 là 200 – 2400C, nhiệt độ điểm nhiệt tương ứng là £ 350 – 3800C. Nhiệt độ vào đoạn I lò 2 là: 180 – 2100C, nhiệt độ điểm nhiệt tương ứng: 280–3200C. Nhiệt độ vào đoan II lo biến đổi 2: 180 – 2000C, nhiệt độ điểm nhiệt tương ứng là 210 – 2400C. d. Các nhân tố ảnh hưởng tới sự biến đổi tầng xúc tác. Biên đổi phụ tải: Phải kịp thời nắm bắt tình hình thay đổi phụ tải, điều chỉnh tỷ lệ hơi/ nước khí thích hợp, nhiệt độ cửa vào theo tiêu chuẩn kỹ thuật, thực hiện điều chỉnh mang tính dự kiến đón đầu. Sự thay đổi phần khí nguyên liêu: [O2] trong KTA thay đổi: chính O2 gây nên việc tăng nhiệt rất mãnh liệt của tầng xúc tác, nói chung mỗi 1% O2 tăng thêm làm cho nhiệt độ tầng xúc tác tăng thêm 600C. ngoài ra có thể làm cho các thành phần hoạt tính đang từ trạng thái lưu hóa(CoS và MoS2) sang trạng thái oxy hóa (CoO - MoO3). Bởi vậy, cần phải khống chế nghiêm nghặt [O2] trong KTA phải £ 0,5%, nếu ³ 0,6% phải giảm ngay 50% phụ tải và khí ³ 0,8% phải giảm nhanh hoặc cắt khí ngừng máy. Thay đổi nồng độ CO: trong phạm vi dưới 4000C cứ phải giảm đi mỗi 1% CO, thì nhiệt độ của xúc tác tăng thêm khoảng 90C. Bởi vậy, nếu đảm bảo [CO] trong khí than ẩm ổn định, thì rất có lợi cho thao tác ổn định. e. Tăng nhiệt lưu hóa xúc tác Co-Mo: ở trạng thái oxyt (CoO và MoO3) không có hoạt tính đối vơi quá trình chuyển hóa Co mà hệ này chỉ có hoạt tính ở dưới dạng là MoS2 và CoS. Vì vậy trước khi đưa xúc tác vào sử dụng bắt buộc phải qua công đoạn chuyển hóa Co-Mo ở dạng oxyt về dạng sunfua Mo-Co, người ta gọi là quá trình lưu hóa xúc tác. Quá trình lưu hóa thường phải kết hợp với tăng nhiệt đưa vào sản xuất vì vậy ta có quá trình tăng nhiệt lưu hóa xúc tác. Việc tăng nhiệt lưu hóa xúc tác diễn ra tốt hay xấu là mắt xích cực kỳ quan trọng ảnh hưởng trực tiếp tới hoạt tính xúc tác và hiệu quả sử dụng xúc tác sau này. Cho nên, việc tăng nhiệt xúc tác phải đặc biệt coi trọng cần có sự hướng dẫn của đơn vị sản xuất xúc tác hoặc các chuyên gia trong lĩnh vực này. Nguyên lý lưu hóa: nguyên tắc là chuyển Mo-Co ở dạng oxyt về dạng sunfua Co-Mo. Trên nguyên tắc đó người ta thường cho tác nhân lưu hóa ở ngoài vào. Công ty đang dùng tác nhân lưu hóa là CS2. Phản ứng xẩy ra: CS2 + 4H2 ® 2H2S + CH4 – 246 KJ/mol. MoO3 + 2H2S ® MoS2 + 3H2O – 48,1 KJ/mol. CoO + H2S ® CoS + H2O – 13,4 KJ/mol. Nhận xét: Thấy rằng tác nhân trực tiếp lưu hóa là H2S, tác nhân lưu hóa đưa vào là CS2. Vì vậy yêu cầu nhất thiết trong khí nguyên liệu phải có hàm lượng H2 nhất định. Tất cả các phản ứng trên đều tỏa nhiệt mãnh liệt, đặc biệt là phản ứng CS2 với H2. Tăng nhiệt lưu hóa xúc tác: sau khi nạp xong xúc tác vào lò, dùng khí trơ trao đổi toàn hệ thống, sau đó dùng khí than ẩm khô làm chất mang để tăng nhiệt độ, áp suất £ 0,2MPa, khi nhiệt độ tầng xúc tác đạt 200-2200C, có thể nạp CS2 vào bắt đầu lưu hóa. Nhiệt độ lưu hóa, thời kỳ đầu khống chế ở 220-3000C, hàm lượng [H2S] cửa vào ³ 3 gam/Nm3, [H2S] cửa ra ³ 10 g/Nm3. Khi hàm lượng H2S ³ 15 g/Nm3, nhiệt độ các tầng xúc tác đều trong khoảng 400±100C, khống chế lưu hóa trong 4h, đồng thời giữ H2S cửa ra ³ 15 g/Nm3. Quá trình lưu hóa kết thúc, bắt đầu giảm nhiệt độ với tốc độ 30 – 500C/h, khi nhiệt độ tầng xúc tác £3000C, căt CS2. Tiếp tục hạ nhiệt độ, trao đổi, khi nhiệt độ tầng xúc tác hạ xuống còn khoảng 2000C, mà [H2S] trong khí cửa ra £ 0,2 g/Nm3, cắt lò điện gia nhiệt, đưa vào lượng hơi nước thích hợp, điều chỉnh nhiệt độ tâng xúc tác tới chỉ tiêu bình thường, [CO cửa ra £1%, từ từ đóng nhỏ van phóng không, với tốc độ nâng ấp 0,2 – 0,3 MPa/h để tăng áp suất hệ thông nên 1,2 MPa và bước vào sản xuất. 2.2.2.3. Thiết bị quản lý – lưu trình công nghệ. STT TÊN THIẾT BỊ KÝ HIỆU S.LG 1. Thiết bị phân ly dầu FO10401 1 2. Bộ lọc than cốc FO10402A,B 2 3. Thùng chứa nước ngưng FO10403 1 4. Bơm nước ngưng JO10404A,B 2 5. Thùng chứa CS2 FO10404 1 6. Bộ phân ly khí than FO10405 1 7. Bộ gia nhiệt bằng điện LO10403 1 8. Thiết bị TĐN khí biến đổi. F1000, H=8012, A=224m2. Biến thiên Nhiệt độ trong ống: 40-1850C. Biến thiên nhiệt độ ngoài ống: 243-1550C. CO10402 1 9. Thiết bị TĐN khí than: F800, H=11,424, A=57m2. Biến thiên Nhiệt độ trong ống: 193-2030C. Biến thiên Nhiệt độ ngoài ống: 371-3360C. CO1041 1 10. Lò biến đổi số 1.(F2600,H=15990,chất xúc tác) DO10401 1 11. Lò biến đổi số 2.(F2600,H=18730,chất xúc tác) DO10402 1 12. Bộ làm lạnh nhanh 1(F 2600, H=9570, trong lắp vòng đệm paul F50, 1020kg, tầng trên lắp vong paul thép khổng rỉ, 3m2. Tâng dưới lắp bi nhôm siêu thuần F 4 – 6 mm) LO10401 1 13. Bộ làm lạnh nhanh 2(F 1600, H=8230, trong lắp vòng đệm paul F50, 100kg, tầng trên lắp vong paul thép khổng rỉ, 3m2. Tâng dưới lắp bi nhôm siêu thuần F 4 – 6 mm) LO10402 1 14. Thiết bị làm lạnh khí than (F1000, H=8104, A=198m2 ) CO10403 1 15. Toàn bộ các van, đường ống, thiết bị có trong cương vị 2.2.2.4. Lưu trình công nghệ Khí than ẩm ra đoạn III máy nén có áp suất P=2,05Mpa; nhiệt độ £40oC được đưa vào công đoạn biến đổi. Đầu tiên qua bộ phân ly dầu, sau đó qua bộ lọc bằng than cốc để khử hết dầu, bụi, các tạp chất khác rồi đi vào trong ống của thiết bị trao đổi nhiệt khí biến đổi, trao đổi nhiệt vớI khí biến đổi đi ra từ lò biến đổI số II. Sau đó được hỗn hợp với hơi nước quá nhiệt từ FIC 601 đến, đi vào thiết bị TĐN khí than, đầu tiên đi vào từ phần dướI để phân ly nước sau đó đi vào trong ống của bộ phận TĐN ở phía trên, TĐN với khí BĐ đi ra từ lò BĐ số I. Khí than ra khỏi đỉnh bộ phận TĐN được hỗn hợp với khí than lạnh từ TIC603 đến thành hỗn hợp khí có nhiệt độ 180-210oC, tỷ lệ hơi nước/khí khoảng 0,3; đi vào đỉnh lò BĐ số I, lần lựơt qua tầng có chất bảo vệ, tầng chống độc, chồng oxy và tầng xúc tác biến đổi chịu lưu huỳnh. Một phần lớn khí CO bị chuyển hoá, nhiệt độ hỗn hợp khí đạt 350-380oC đi ra khỏi đáy lò BĐ số I, đi vào thiết bị TĐN khí than, nhường 1 phần nhiệt cho khí than rồi đi vào bộ làm lạnh nhanh I, qua tầng đệm trên khí đượ làm lạnh bằng nước ngưng phun trực tiếp từ TIC608 đến, sau đó có thể dùng FIC602 bổ sung hơi nước để điều hỉnh tỷ lệ hơi nước/khí rồI đi qua tầng đệm dưới. Hỗn hợp khí có nhiệt độ 180-210oC đi vào đoạn trên lò biến đổi số II, tiếp tục tiến hành phản ứng chuyển hoá CO, nhiệt độ đạt 300-320oC rồi đi ra rồi đi qua bộ làm lạnh nhanh II, ở tầng đệm trên khí lại dược làm lạnh bằng bước ngưng phun trực tiếp từ TIC610, sau đó đi qua tầng đệm phía dưới để phân ly nước ngưng, hỗn hợp khí có nhiệt độ 180-210oC tiếp tục đi vào đoạn dưới của lò biến đổi số II, lần lượt đi qua 2 tầng xúc tác biến đổi chịu lưu huỳnh, phần khí CO còn lại tiếp tục bị chuyển hoá. Khí biến đổi có nhiệt độ £250oC và [ CO] £1,5% ra khỏi lò biến đổI số II, đi vào không gian giữa các ống của TBTĐN khí BĐ, nhường một phần nhiệt cho khí than ẩm, tiếp tục qua TB gia nhiệt cho dd K2CO3 bằng khí BĐ của hệ thống khí tái sinh tăng áp dd khử CO2 để thu hồi nhiệt một lần nữa, sau đó được đưa tới cương vị khử H2S trong khí BĐ. Hơi nước có áp suất 2,5MPa xưởng nhiệt điện đến được khống chế bởi FIC601 và FIC602 lần lượt hỗn hợp với khí than ẩm trước khi vào TBTĐN khí than và hỗn hợp khí sau khi ra khỏi tầng đệm phía trên ở làm lạnh nhanh I để điều hỉnh tỷ lệ hơi nước/khí. Nước ngưng thu hồi ở hệ thống khử CO2 được đưa vào thùng chứa nước ngưng, qua bơm tăng áp lần lượt được TIC608 và TIC610 khống chế phun vào bộ làm lạnh I và II để khống chế nhiệt độ khí vào 2 đoạn xúc tác của lò BĐ số II. Ngoài ra nước ngưng được phun vào đường hơi 0,5MPa để hạ nhiệt độ hơi từ 240oC xuống còn 180oC dùng cho hệ khử CO2 và một phần nước ngưng dư thừa cấp trở lại xưởng nhiệt. Quá trình lưu hóa xúc tác:nươc mềm được bơm vào thùng chứa CS2, do CS2 có tỷ trọng lớn hơn nước nên CS2 bị chìm xuống dưới đấy, giảm thiểu được lượng CS2 bay hơi (CS2 rất độc hại). khí than ẩm từ công đoạn máy nén 667 được đưa sang thiết bị gia nhiệt bằng điện (theo đường ống PG-0415-250-1P1), hòa trọn với dịch CS2, hỗn hợp khí-dịch này được chia làm hai đường. Một đường đi vào lò biến đổi số 1 đi vào từ đỉnh tháp và đi ra từ đáy tháp. Trong lò biến đổi số 1 sẽ xẩy ra quá trình lưu hóa (các phản ứng lưu hóa được trình bày trong phần lý thuyết chung). Khí ra khỏi lò biên đổi số 1 sẽ theo đường ống PG-0408-350-4P3C-H7, PG-0420-250-1P3C-H8. Đường KTA-dịch CS2 thứ hai đi vào lò biến đổi số 2, đi qua đoạn 1, đoạn 2, và ra ngoài từ đáy tháp. Khí ra lò biên đổi số 2, đi theo đường ống (PG-0422-450-1P3C-H8), hòa trọn với khí ra khỏi lò 1, vào đường ống chung PG-0423-450-1P3C-H8. Bắt đầu từ đây là quá trình xử lý khí, khí được làm lạnh bởi thiết bị ống chùm với tác nhân làm lạnh là nước, qua thiết bị phân ly để thực hiện tách mù ra khỏi khí (do khi làm lạnh thị một phần hơi nước sẽ ngưng tụ lại thành nước), tiếp tục đi vào công đoạn khử H2S trong khí than ẩm. 2.2.2.5. Chỉ tiêu công nghệ: Áp suất Khí than ẩm vào công đoạn £ 2,05 MPa Hơi nước cao áp vào công đoạn ³ 2,5 MPa. Nhiệt độ Khí than ẩm vào công đoạn £ 400C Khí vào lò biến đổi số 1 180 – 2100C. Điểm nhiệt tầng xúc tác lò biến đổi số 1 £ 3800C. Khí than trên lò biến đổi số 2 180 – 2100C. Điểm nhiệt tầng I xúc tác lò biến đổi số 2 £ 3200C. Khí vào tần II lò biến đổi số 2 170 – 2100C. Khí ra tầng II lò biến đổi số 2 £ 2500C Lưu lượng Khí than ẩm vào công đoạn 8000 - 42000Nm3/h Tỷ lệ hơi nước/khí than: £0,3 Thành phần: CO trong khí biến đổi £ 2%. O2 trong khí than ẩm £ 0,5%. 2.2.3. Cương vị khử H2S trung áp 2.2.3.1. Mục đích, ý nghĩa của cương vị: Cương vị này cũng dùng keo Tananh để khử bỏ khí H2S trong hỗn hợp khí BĐ. Khí sau khi khử H2S được đưa đi khử CO2 bằng dung dịch kiềm nóng và tiếp tục đưa đi khử vi lượng làm nguyên liệu cho quá trình tổng hợp NH3. Hàm lượng H2S trong hỗn hợp sau khi ra khỏi cương vị có nồng độ £10mg/m3 làm cho dung dịch K2CO3 không bị biến chất, đồng thời hạn chế ăn mòn thiết bị, giảm hàm lượng khí H2S trong khí CO2 sau tái sinh, nâng cao chất lượng urê sản xuất và CO2 lỏng-rắn. 2.2.3.2. Thiết bị quản lý. STT TÊN THIẾT BỊ KÝ HIỆU S.LG 1. Tháp hấp thụ H2S kiểu đệm F3252, H=43625, Hđệm=12828mm Hkhử bọt trên= 500 trong chứa 6,4m3 vòng đệm pal 50x50x1 Hthu hồi dưới = 8000 chứa 194 m3 vòng đệm pal 76x76x3. E010601 1 2. Tháp phân ly dịch (F 1632x16, H=7028 bên trong có bọc lưới thép không rỉ H=100) FO10602 1 3. Bơm tuân hoàn dung dịch JO10601A,B 2 4. Tháp tái sinh kiểu phun tia (F 4024, H=6953, V=92m3) FO10601 2 5. Thùng bọt trung gian (F 1416x8, H=4033, V=4,49m3) FO10603 1 6. Thùng phân phối dung dịch (F1228x14, H=2458, V=1,39 m3) F010604 1 7. Toàn bộ đường ống, van thiết bị có trong cương vị. 2.2.3.3. Lưu trình công nghệ a. Lưu trình khí: Khí BĐ sau khi TĐN có nhiệt độ @ 40oC, đi vào phía dưới của tháp hấp thụ kiểu đệm. Qua các tầng đệm, H2S được hấp thụ bởi dung dịch tananh dội từ trên xuống với áp suất khoảng 30kg/cm2. Khí được phân ly bọt ở bộ phận khử bọt trên đỉnh tháp, sau đó đi ra khỏi tháp hấp thụ, vào thiết bị phân ly khí-dịch. Tại đây mù Tananh bị cuốn theo khí được tách riêng ra. Khí ra ở đỉnh tiếp tục được đưa tới cương vị khử CO2 bằng dd kiềm nóng. b. Lưu trình dịch Dung dịch nghèo từ thùng chứa dung dịch đến cửa vào bơm được bơm dịch nghèo tăng áp đến 30 kg/cm2 đi vào đỉnh tháp hấp thụ. Dịch đi qua các tầng đệm và hấp thụ H2S trong khí biến đổi, đi xuống đáy tháp, qua van tiết dịch diện giảm áp xuốn 13 kg/cm2 đi đến thùng phân phối dung dịch ở đỉnh tháp tái sinh. Dung dịch có áp suất 13 kg/cm2 đi qua bơm tuy-e hút không khí vào thùng tái sinh (khác vơi cương vị khử H2S thấp áp, không cần bơm tăng áp trước thiết bị tái sinh kiểu tuy-e). ở đây dung dịch được tái sinh chảy về thùng dich nghèo, cong bọt lưu huỳnh nổi lên trên chảy tràn về thùng bọt trung gian và được chuyển đến cương vị thu hồi lưu huỳnh. 2.2.3.4. Chỉ tiêu công nghệ: Thành phần dung dịch: Tổng độ kiềm : ³ 0.4 N PH : 8,5 – 9,0 Na2CO3 : 4 – 6 gam/lít. NaHCO3 : 20 – 36 gam/lít. Tananh : 1,5 – 2 gam/lít. NaVO3 : 1 – 1,5 gam/lít. VO3- : ³ 0,8 gam/lít. Lưu huỳnh huyền phù : < 1gam/lít. Na2S2O3 : < 150 gam/lít. Thành phần khí: [H2S] cửa vào : £ 200 mg/lít. [H2S] cửa ra : £ 10 mg/lít. Lưu lượng dịch : 200 – 350 m3/h Chiều cao dịch diện : 1/3 – 2/3 dịch diện kế 2.2.4. Cương vị khử CO2 2.2.4.1. Mục đích, ý nghĩa của cương vị: Cương vị này dùng dung dịch K2CO3 để khử bỏ khí CO2 trong hỗn hợp khí biến đổi, khí sau khi khử CO2 gọi là khí tinh chế được tiếp tục đưa đi khử CO và CO2 vi lượng ở bước tiếp theo, để làm nguyên liệu cho quá trình tổng hợp Nh3. Cương vị tận dụng nhiệt dư của khí biến đổi và hơi nước 5 kg/cm2, gia nhiệt cho dung dịch sau hấp thụ để thực hiện quá trình tái sinh, khôi phục lại năng lực hấp thụ của dung dịch. Lượng khí CO2 thuần thoát ra khỏi dung dịch trong quá trình tái sinh được dùng làm nguyên liệu để sản xuất urê và các sản phẩm khác như CO2 lỏng - rắn, sôđa, NH4HCO3, CaCO3,… 2.2.4.2. Nguyên lý. a. Hấp thụ CO2 bằng kiềm nóng Thành phần dịch kiềm nóng. Dung dịch kiềm nóng có thành phần như sau: K2CO3: là môi chất chính hấp thụ CO2. DEA (Diethanol amin) R2NH với R=-CH2CH2OH: là chất xúc tác làm tăng năng lực hấp thụ của dung dịch K2CO3. KVO3: là chất ức chế ăn mòn ngăn chặn sự ăn mòn đường ốn thiết bị có trong dây chuyền. KVO3 là chất oxy hóa mạnh có thể tác dụng vơi Fe tạo thành một lớp tro từ đó mà bảo vệ sự ăn mòn thiết bị. Cơ chế phản ứng. Phản ứng của dug dịch K2CO3 hấp thụ CO2: K2CO3 + H2O ® 2KHCO3 + Q. Phản ứng hấp thụ khi có xúc tác là DEA (di-ethanol amin): Công thức của DEA: R2NH với R=-CH2CH2OH. Khi trong dung dịch có một lượng nhở R2NH thì phản ứng xẩy ra như sau: R2NH + CO2(dd) ® R2NCOOH. R2NCOOH ®R2NCOO- + H+ R2NCOO- + HOH ® R2NH + HCO3-. Như vậy khi thêm một lượng nhơ EDA vào trong dung dịch thì tốc độ phản ứng hấp thụ CO2 trong dung dịch tăng lên rất nhiều lần. b. Tái sinh dung dịch: Sau khi dung dịch kiềm nóng hấp thụ CO2, bộ phận CO2 tương ứng chuyển thành KHCO3, trị số pH của dung dịch giảm xuống, năng lực hâp thụ của dung dịch cũng giảm. Nên trong công nghiệp một bước quan trọng là phải khôi phục năng lực của dung dịch, tuần hoàn tái sử dụng. Nguyên tắc của nhả hấp thụ là làm việc ở áp suất thấp nhiệt độ cao, vơi dung dịch kiềm nóng phương trình nhả hấp thụ như sau: 2KHCO3 ® K2CO3 + CO2 + H2O. Ta thấy rõ là khi nâng cao nhiệt độ, hạ thấp áp suất thì phương trình chuyển dịch về phía phải. Để nâng cao hiệu suất nhả hấp thụ, một trong những phương pháp rất hữu hiệu là người ta tách, thu hồi CO2 trong quá trình tái sinh, tức là ta đã tạo điều kiện cho chuyển dịch cân bằng sang bên phải, bên có lợi cho quá trình tái sinh. Dung dịch được tái sinh hoàn toàn tức là toàn bộ KHCO3, sẽ được chuyển về dạng K2CO3. Trong thực tế sản xuất hầu như không có công nghệ tái sinh nào đạt hiệu suất 100%. 2.2.4.3. Thiết bị quản lý: STT TÊN THIẾT BỊ K. HIỆU S.LG. 1 Tháp hấp thụ CO2 F2600/F3200, H=49710. Đoạn trên: đệm thép C, F38, chia làm hai đoạn 6 m/ 1 đoạn. Đoạn dưới: đệm thép C, F50, chia làm 2 đoạn, 8m đêm/ 1 đoạn đệm. E010501 1 2 Tháp tái sinh tăng áp. F3600/F3200, H=53950 3 tầng đệm thép C, F50m quy cách 7m-6m-7m. E010503 1 3 Tháp tái sinh thấp áp F3600, H=48370 Đệm Thép C, F50, 2 đoạn mỗi đoạn cao 7,5m. E010502 1 4 Thiết bị trao đổi nhiệt khí biến đổi (kiểu nằm ngang, F900, L=5340, A=103m2) C010501 1 5 Thiết bị phân ly khí biên đổi (F1800, H=6512) F010501 1 6 Thiết bị phân ly khí biên đổi (F1800, H=6531) F010502 1 7 Thiết bị làm lạnh khí tinh chế bằng nước(F1000, H=7311, A=201,5m2). C010508 1 8 Thiết bị làm lạnh khí biến đổi bằng nước (F1100, H=7165, A=339m2) C010504 1 9 Thiết bị phân ly khí tinh chế(F1600, H=6470) F010503 1 10 Thiết bị làm lạnh dung dịch nghèo bằng nước (F1100, H=7243, A=368m2) C010505 1 11 Thiết bị đun sôi dung dịch tái sinh bằng hơi nước (F1600, H=7760, A=550m2) C010503 1 12 Thiết bị đun sôi dung dịch tái sinh bằng khí biến đổi (F1000, H=6255, A=240m2) C010502 1 13 Thiết bị phân ly làm lạnh khí tái sinh F1400/F1600, H=15745 Bộ làm lạnh phần trên: A=671m2. Bộ phân ly dưới. C010506 1 14 Thiết bị phun CO2 kiểu tuy-e L010501 1 15 Thiết bị làm lạnh CO2 bằng nước (F1400, L=7117, A=436,5m2) C010507 2 16 Thiết bị phân ly khí CO2 (F2200, H=7685) F010504 1 17 Thiết bị lọc dung dịch bằng than hoạt tính (F2000, H=6400) F010506 2 18 Thiết bị thải nước ngưng tụ (F600, H=1935) F010507 1 19 Thùng ngầm chứa dung dịch thải (F3000, H=3000) F010508 1 20 Thùng chứa dung dịch (F7000, H=7500, V=288m3) F010509 1 21 Thùng pha chế dung dịch (F2000, H=7685) F010505 1 22 Bơm nước ngưng tụ J010505 1 23 Bơm nước tuần hoàn J010504 2 24 Bơm dịch bán nghèo J010503 4 25 Bơm dịch nghèo dùng động cơ điện J010502 1 26 Toàn bộ đường ống, van, thiết bị có trong cương vị. 27 Bơm dịch nghèo dung turbine J010501 1 2.2.4.4. Lưu trình công nghệ Lưu trình khí đi khử CO2: Khí biến đổi sau khử lưu huỳnh qua thiết bị trao đổi nhiệt, được gia nhiệt bởi khí từ công đoạn biến đổi đến, nhiệt độ tăng từ 40 0C lên 90 0C và đi vào phía dưới tháp hấp thụ, khí sau khi khử CO2 ra khỏi đỉnh tháp hấp thụ, qua thiết bị làm lạnhh bằng nước, thiết bị phân ly rồi đi về đoạn IV máy nén 667. Lưu trình dung dịch khử CO2: Dung dịch giàu ra từ đáy tháp hấp thụ CO2 với lưu lượng 850 m3/giờ, được giảm áp bằng van điều tiết dịch diện; trong đó khoảng 600 m3/giờ dung dịch giàu được khống chế qua tổ máy turbin của bơm dung dịch nghèo để thu hồi năng lượng, sau đó hỗn hợp với khoảng 250 m3/giờ dung dịch giàu còn lại được khống chế cùng đi vào bộ phận bốc hơi nhanh ở đỉnh tháp tái sinh biến áp phối hợp khống chế dịch diện, khoảng 30 % CO2 bị nhả khỏi dung dịch. Khoảng 300 – 400 m3/giờ dung dịch giàu ra khỏi đáy bộ phận bốc hơi nhanh đi đến phần trên tháp tái sinh thấp áp, khoảng 300 m3/giờ dung dịch giàu còn lại chảy xuống đoạn đệm thứ nhất tiếp tục tái sinh. Một phần dung dịch bán nghèo ra khỏi đáy đoạn đệm thứ nhát đi đến phần giữa của tháp tái sinh thấp áp rồi trộn lẫn với dung dịch bán nghèo đi từ phần trên xuống. Một phần nhỏ dịch ở đây được trích đi ọc bằng than hoạt tính, phần còn lại gần 600 m3/giờ ra khỏi đáy đoạn trên rồi cùng với dung dịch sau bộ lọc than hoạt tính được đưa vào bơm dung dịch bán nghèo để tăng áp và phun vào phần giữa tháp hấp thụ CO2. Dung dịch bán nghèo còn lại khoảng 250 m3/giờ được chảy từ đáy đoạn đệm thứ nhất của tháp tái sinh tăng áp qua đoạn đệm thứ hai tiếp tục tái sinh. Ra khỏi đay đoạn đệm thứ hai được đưa vào bộ đun sôi bằng hơi nước 0,5 MPa và bộ đun sôi bằng khí biến đổi rồi trở lại tháp tái sinh tăng áp. Dung dịch ra khỏi đáy tháp tái sinh tăng áp có nhiệt độ 120-125 0C, đi đến phần dưới tháp tái sinh thấp áp, được gia nhiệt bốc hơi bởi nhiệt của hơi nước từ bộ thải nước ngưng đến. Hơi nước được ngưng tụ và cùng dung dịch nghèo ra khỏi đáy tháp tái sinh thấp áp với lưu lượng 250 m3/giờ, nhiệt độ 110 – 115 0C qua bộ làm lnạh dung dịch bằng nước ngưng có nhiệt độ 70 – 90 0C, đến bơm dịch nghèo để tăng áp và phun vào đỉnh tháp hấp thụ CO2. Nước ngưng của hệ thống được thu hồi về bể ngầm và qua bơm nước ngưng hồi lưu để tăng áp rồi bổ sung vào đỉnh của phần trên tháp tái sinh thấp áp và đáy tháp tái sinh tăng áp, để cân bằng lượng nước của hệ thống bị bốc hơi theo khí tái sinh và duy trì sản xuất bình thường. Lưu trình hệ tái sinh nhả khí CO2: Khí CO2 thoả ra khỏi dung dịch đi ra từ đỉnh tháp tái sinh thấp áp, vào bộ làm lạnh bằng nước để phân ly nước, rồi được hút vào Tuye và hỗn hợp với khí CO2 đến từ đỉnh tháp tái sinh tăng áp, sau đó qua thiết bị làm lạnh khí tai sinh CO2 bằng nước, nhiệt độ giảm xuống 40 0C, qua bộ phân ly để phân ly hơi nước và dung dịch ra đưa đi sản xuất urê và CO2 lỏng - rắn. Lưu trình hơi nước đun sôi đáy tháp tái sinh dung dịch khử CO2: Hơi nước quá nhiệt 0,5