[TYPE THE COMPANY NAME]

QUY TRÌNH VẬN HÀNH PHÂN XƯỞNG RFCC

8474L-015-ML-001-0

RFCC Group

9/5/2008

“ Tài liệu này là sổ tay vận hành của phân xưởng RFCC (phân xưởng 15) của dự án nhà máy lọc dầu Dung Quất thuộc Tập Đoàn dầu khí Việt Nam …”

Table of Contents

1. Cơ sở thiết kế 1

1.1 Giới thiệu và mục đích của dự án........................................................................................................1

1.2 Cơ sở thiết kế.......................................................................................................................................3

1.2.1 Mục đích và công suất của phân xưởng 31.2.2 Tính chất nguyên liệu 41.2.3 Tính chất sản phẩm 61.2.4 Thông số vận hành 111.2.5 Các điều kiện trong ranh giới phân xưởng 141.2.6 Điều kiện vận hành và thiết kế của các dòng phụ trợ 15

1.3 Cân bằng vật chất...............................................................................................................................16

1.3.1 Tháp phản ứng-tháp tái sinh-xử lý xúc tác và xử lý khí thải 161.4 Lý thuyết công nghệ...........................................................................................................................19

1.4.1 Các phản ứng hóa học và xúc tác 191.4.2 Các loại phản ứng 201.4.3 Các phản ứng mong muốn 241.4.4 Các phản ứng cần được giới hạn (nhưng không loại bỏ) 251.4.5 Các phản ứng không mong muốn cần được giảm thiểu 261.4.6 Khả năng lựa chọn chuyển hoá của các họ hyđrôcácbon khác nhau 261.4.7 Xúc tác 281.4.8 Quá trình tái sinh xúc tác 33

2 Mô tả phân xưởng 35

2.1 Cụm phản ứng – tái sinh – bảo quản xúc tác – xử lý khói thải..........................................................35

2.1.1 Hệ phản ứng 352.1.2 Hệ thống tái sinh 38

2.2 Những nét đặc trưng của công nghệ..................................................................................................42

2.2.1 Thiết kế cold wall : 422.2.2 Hệ thống phun nguyên liệu 422.2.3 Hệ thống MTC (Chỉ áp dụng cho trường hợp Max Gasoline đối với dầu Mixed) 442.2.4 Hệ thống tách xúc tác tại đầu ra của Riser. 452.2.5 Quá trình tái sinh hai cấp. 452.2.6 Các van đặc biệt 462.2.7 Vòng hơi nước ở vị trí đáy của riser 462.2.8 Các hệ thống Aeration và fluidization 472.2.9 Vòng hơi nước ở đáy Stripper 482.2.10 Fluffing ring trong thiết bị tái sinh thứ nhất. 482.2.11 Vòng khí trong ống rút xúc tác đã tái sinh withdrawal well. 48

ii

2.2.12 Các vòng không khí cho quá trình đốt cháy cốc. 482.3 Xúc tác...............................................................................................................................................49

2.4 Xử lý flue gas.....................................................................................................................................51

2.5 Cụm chuẩn bị nguyên liệu và cụm chưng cất....................................................................................51

2.5.1 Feed section 512.5.2 Nguyên liệu Mixed crude 522.5.3 Khu vực đáy của tháp chưng cất chính. 522.5.4 HCO section 532.5.5 LCO section 542.5.6 Khu vực MTC và heavy naphtha. 542.5.7 Khu vực đỉnh tháp 552.5.8 Khu vực đỉnh tháp. 55

2.6. Cụm thu hồi khí................................................................................................................................56

2.6.1. Wet gas compressor và HP condenser 562.6.2. Stripper condenser và Bình tách cao áp. 562.6.3. Primary absorber 572.6.4. Stripper. 572.6.5. Secondary absorber 572.6.6. Fuel gas absorber 582.6.7. Debutanizer.582.6.8. LPG amine absorber 59

3. Mô tả quá trình điều khiển của phân xưởng. 60

3.1. Nguyên lý điều khiển của quá trình công nghệ.................................................................................60

3.2. Thông số công nghệ của cụm reactor và regeneration......................................................................62

3.2.1. Tổng quát. 623.2.2. Nhiệt độ đầu ra của Riser 633.2.3. Áp suất của Disengager 643.2.4. Hoạt tính của xúc tác. 643.2.5. Cân bằng khí của Regenerators. 653.2.6. Nhiệt độ của tháp tái sinh. 663.2.7. Thời gian lưu trong tháp tái sinh. 663.2.8. Tốc độ trong tháp tái sinh 673.2.9. Vận hành stripper 673.2.10. Cân bằng nhiệt 673.2.11. Chất lượng nguyên liệu: 693.2.12. Nhiệt độ dòng nguyên liệu 703.2.13. Sản lượng cốc, delta cốc, tỉ lệ xúc tác/dầu. 703.2.14. Cân bằng áp, tuần hoàn xúc tác. 71

3.3. Các thông số công nghệ....................................................................................................................72

3.3.1. Giới thiệu. 723.3.2. Các biến phản ứng của RFCC. 733.3.3. Ảnh hưởng của nhiệt độ nguyên liệu. 74

iii

3.3.4. Ảnh hưởng của nhiệt độ đầu ra Riser 753.3.5. Ảnh hưởng của thời gian lưu.773.3.6. Ảnh hưởng của hoạt tính xúc tác. 783.3.7. Ảnh hưởng của lưu lượng dòng tuần hoàn. 793.3.8. Ảnh hưởng của chất lượng nguyên liệu. 803.3.9. Ảnh hưởng của kim loại và cặn carbon. 813.4. Nguồn cấp điện dự phòng (UPS) 81

4. Hóa chất, Xúc tác và Phụ trợ 83

4.1 Đặc tính xúc tác.................................................................................................................................83

4.1.1 Số lượng xúc tác tốc độ nạp thêm 834.1.2 Lựa chọn xúc tác 83

4.2 Antimony (Nickel passivator, chỉ dùng cho Mixed Crude Case).....................................................83

4.3 Chất ức chế ăn mòn............................................................................................................................84

4.4 Tác nhân chống tạo bọt......................................................................................................................84

4.5 Amine (outside battery limit)............................................................................................................84

4.6 Phosphate cung cấp cho hệ thong thiết bị sản xuất hơi nước............................................................84

4.7 Ước tính tiêu thụ phụ trợ....................................................................................................................85

5. Chuẩn bị cho quá trình khởi động lần đầu 86

5.1 Trình tự vận hành.............................................................................................................................86

5.2 Kiểm tra phân xưởng và thiết bị.......................................................................................................87

5.2.1 Kiểm tra thiết bị 875.2.2 Kiểm tra phân xưởng895.2.3 Line Flushing Outline 925.2.4 Chạy thiết bị quay 93

5.3 Preliminary operation.........................................................................................................................94

5.3.1 Định nghĩa 945.3.2 Commissioning hệ thống phụ trợ 955.3.3 Commissioning phân xưởng 965.3.4 Kiểm tra rò rỉ ban đầu. 975.3.5 Quá trình nạp xúc tác vào các hopper 975.3.5.1 Kiểm tra sơ bộ 975.3.5.2 Khuyến cáo98

5.4 Khởi động lần đầu..............................................................................................................................98

5.4.1 Tổng quát 985.4.2 Tình trạng phân xưởng 995.4.3 Thứ tự những thao tác vận hành trong quá trình khởi động 995.4.4 Khởi động và kiểm tra Blower 1005.4.5 Dry-out lớp refractory 1025.4.6 Kiểm tra lớp refractory 1085.4.7 Dry-out và đun sôi bay hơi hóa chất trong CO Boiler/ Waste Heat Boiler. 108

iv

5.4.8 Đun sôi soda của dòng BFW của WHB 1095.4.9 Đun sôi soda của thiết bị sản xuất hơi nước ở cụm đáy tháp Main Fractionator1095.4.10 Xử lý nhờn trong hệ thống dòng Amine 109

6. Khởi động lần đầu và khởi động thông thường 110

6.1 Tóm tắt quá trình khởi động............................................................................................................110

6.1.1 Cụm phản ứng và tái sinh: 1106.1.2 Cụm phân tách chính và Thu hồi khí: 115

6.2 Các bước chuẩn bị cuối cùng...........................................................................................................119

6.2.1 Kiểm tra lại các bước chuẩn bị: 1196.2.2 Chuẩn bị của các phân xưởng liên quan và các phân xưởng Off site: 121

6.3 Qui trình khởi động cụm phản ứng và cụm tái sinh:.......................................................................121

6.3.1 Giai đoạn làm nóng cụm phản ứng: 1216.3.2 Mở van MOV-001 tại thiết bị phân tách chính: 1236.3.3 Nạp xúc tác 1246.3.4 Tuần hoàn xúc tác 1276.3.5 Nạp nguyên liệu vào Riser 1286.3.6 Commissioning hệ thống MTC 131

6.4 Khởi động cụm chưng cất................................................................................................................132

6.4.1 Mục đích 1326.4.2 Tình trạng của phân xưởng 1326.4.3 Steam-out (hay thổi bằng nitrogen) 1326.4.5 Tuần hoàn nguội cho cụm thu hồi khí 1366.4.6 Tuần hoàn nóng cho Tháp chưng cất chính 1376.4.8 Khởi động máy nén khí. 1386.4.9 Quy trình khởi động máy nén khí 1386.4.10 Tạo áp cụm thu hồi khí và tuần hoàn xăng nhẹ 1406.4.11 Gia nhiệt cụm stripper và debutanizer 1416.4.12 Nạp liệu 141

7. Điều kiện vận hành bình thường của phân xưởng. 144

7.1 Bảng tóm tắt điều kiện vận hành......................................................................................................144

7.2 Nguyên lý điều khiển.......................................................................................................................145

7.3 Các thông số vận hành.....................................................................................................................147

7.3.1 Công suất. 1487.3.2 Nhiệt độ đầu ra riser. 1487.3.3 Áp suất vùng phân tách (disengager) 1497.3.4 Hoạt tính xúc tác. 1497.3.5 Cân bằng không khí trong các tháp tái sinh 1507.3.6 Nhiệt độ tái sinh 1507.3.7 Thời gian lưu trong tháp tái sinh 1517.3.8 Tốc độ khí trong tháp tái sinh 1517.3.9 Quá trình làm việc của stripper 152

v

7.3.10 Cân bằng nhiệt 1527.3.11 Chất lượng nguyên liệu 1547.3.12 Nhiệt độ nguyên liệu1557.3.13 Sản lượng cốc / delta cốc / tỉ lệ xúc tác/dầu 1557.3.14 Quá trình tuần hoàn xúc tác/cân bằng áp 157

7.4 Điều chỉnh các điều kiện vận hành..................................................................................................158

7.4.1 Tính chất nguyên liệu 1587.4.2 Cân bằng khối 1597.4.3 Tính chất sản phẩm 1597.4.4 Cân bằng nhiệt 1597.4.5 Cân bằng áp suất 166

7.5 Catalyst management.......................................................................................................................169

7.5.1 Phân tích xúc tác. 1697.5.2 Thay thế xúc tác 1737.5.3 Bổ sung xúc tác. 1737.5.4 Rút xúc tác 175

7.6 Vận hành trong phần tháp tách chính và thu hồi khí.......................................................................177

7.6.1 Phần tháp tách chính 1777.6.2. Cụm thu hồi khí 182

7.7. Vận hành phụ trợ (supporting facility operation)...........................................................................185

7.7.1. Vận hành blow-down của thiết bị sinh hơi 1857.7.2. Hoạt động của thiết bị tách slurry 1857.7.3. Những điểm lưu ý khi vận hành bơm slurry 1867.7.4. Quan sát độ ăn mòn. 1867.7.5. Hệ thống cung cấp khí pilot và fuel gas 1877.7.6. Xử lý slop oil 1877.7.7. Vận hành dòng minimum của bơm. 1887.7.8. Vận hành thiết bị phân tích trên dòng flue gas. 188

7.8. Troubleshooting..............................................................................................................................189

7.8.1. Những tình huống troubleshooting 1897.8.2. Các vấn đề tuần hoàn xúc tác. 1897.8.3. Thất thoát lớn xúc tác 1907.8.4. Chất lượng không tốt của quá trình tái sinh 1917.8.5. Spent catalyst stripping 1927.8.6. Chất lượng và số lượng của sản phẩm. 1927.8.7. Shutdown một phần của Electrostatic Precipitator 193

7.9. Các lưu ý vận hành, relating hazop follow-up action.....................................................................194

7.9.1. Lỗi của hệ thống cung cấp hơi nước để nguyên tử hóa nguyên liệu. 1947.9.2. Bộ lọc tạm thời tại đầu cuối của dòng nguyên liệu M-1501 1947.9.3. Vận hành MOV-001 và valve cách ly PSV-002 1947.9.4. Tránh hiện tượng đông đặc của nguyên liệu. 1957.9.5. Điều khiển nhiệt độ reactor cho việc hình thành coke. 195

vi

7.9.6. Nguyên tử hóa dòng MTC. 1967.9.7. Tránh hiện tượng tạo chân không trong thiết bị phản ứng. 1967.9.8. Điền chất thụ động kim loại vào bình D-1508. 1967.9.9. Các lưu ý khi đưa bộ đo chênh áp PDT-103 của slide van SV-1502 vào hoạt động. 1967.9.10. Phương pháp lấy mẫu xúc tác. 1977.9.11. Vận hành các các variable orifice trên dòng khói thải ra khỏi thiết bị tái sinh. 1977.9.12. Điều khiển lượng không khí đốt cháy vào thiết bị tái sinh thứ nhất. 1987.9.13. Điều chỉnh lượng không khí vào tầng tái sinh thứ hai. 1987.9.14. Nhiệt độ dòng khói thải tại đầu ra Economizer 1987.9.15. Thổi rửa các thiết bị trao đổi nhiệt làm việc với slurry khi các thiết bị này không hoạt động.

1997.9.16. Chuyển E-1506A/B từ chế độ stand-by sang vận hành. 1997.9.17. Gia nhiệt nước lò hơi cao áp HP-BFW bằng E-1516 và E-1511. 2007.9.18. Vận hành bơm của bình tách lỏng trước khi vào đầu hút của WGC 2007.9.19. Giảm áp thiết bị hấp thụ LPG bằng amine. 2007.9.20. Nhiệt độ tầng tái sinh thứ nhất ở mức báo động cao (HHT). 2007.9.21. Điều khiển split range tại bình ổn định nguyên liệu. 2017.9.22. Khí chưa xử lý xả ra hệ thống fuel gas khi tháp hấp thụ T-1555 vận hành không bình thường.

2017.10. Danh mục theo dõi kiểm tra phân xưởng......................................................................................203

8. Normal shutdown 206

8.1. Dừng và khởi động lại phân xưởng, các gợi ý quan trọng..............................................................206

8.2. Tóm lược các bước normal shutdown ............................................................................................206

8.2.1. Giới thiệu chung. 2068.2.2. Tóm lược các bước dừng thiết bị phản ứng và tái sinh. 2068.2.3. Tóm lược các bước dừng cụm thu hồi khí và tháp tách phân đoạn. 209

8.3. Qui trình shutdown.........................................................................................................................210

8.3.1. Giảm lượng xúc tác tồn đọng trong các bình chứa xúc tác. 2108.3.2. Giảm lưu lượng nguyên liệu. 2118.3.3 Ngừng cấp dầu vào Riser 2118.3.4 Đốt sạch coke 2128.3.5 Ngưng tuần hoàn xúc tác 2128.3.6 Đóng MOV-001 ở đầu vào của tháp chưng cất chính 2128.3.7 Rút xúc tác 2138.3.8 Làm nguội phân xưởng 213

8.4 Shutdown tạm thời (trong thời gian ngắn).......................................................................................217

8.5 Tự động shutdown khẩn cấp (ES)....................................................................................................217

8.6 Kiểm tra và bảo trì đầu phun...........................................................................................................218

8.6.1 Kiểm tra 2188.6.2 Bảo dưỡng 218

8.7 Shutdown khu vực tháp phân tách...................................................................................................219

vii

8.7.1 Shutdown thông thường 2198.7.2 Giảm feed và ngắt feed 2198.7.3 Đóng MOV-001 2208.7.4 Đuổi HC ở khu tháp chưng cất 221

8.8 Shutdown khu vực thu hồi khí.........................................................................................................221

8.8.1 Thủ tục shutdown khu vực thu hồi khí2218.8.2 Đuổi HC khu vực thu hồi khí 222

9. Qui trình dừng khẩn cấp 223

9.1 Tóm tắt các trình tự khẩn cấp..........................................................................................................223

9.2 Mô tả chi tiết hệ thống trip khẩn cấp...............................................................................................223

9.2.1 Hệ thống dừng khẩn cấp 2239.2.2 Liệt kê những cụm điều khiển cô lập và bảo vệ thiết bị 226

9.3 Dừng khẩn cấp phân xưởng bởi người vận hành.............................................................................228

9.3.1 Giới thiệu 2289.3.2 Mất nguồn điện cung cấp 2299.3.3 Mất nguồn khí điều khiển 2309.3.4 Sự cố mất hệ thống air tạo giả sôi, air thổi và aeration air 2319.3.5 Mất hơi nước2329.3.6 Mất hệ thống Boiler Feed Water. 2339.3.7 Mất hệ thống nước làm mát 2339.3.8 Mất hệ thống nước biển làm mát 2349.3.9 Sự cố đối với Air Blower. 2349.3.10 Sự cố bơm nguyên liệu 2369.3.11 Sự cố đối với những bơm khác 2369.3.12 Mất hệ thống fuel gas 2369.3.13 Sự cố Wet Gas Compressor 2379.3.14 Sự cố của các slide valve và plug valve 2389.3.15 Mất điều khiển áp suất trong tháp tái sinh (Slide valve trên đường khói ra xảy ra sự cố)

2399.3.16 Mất hệ thống điều khiển 2399.3.17 Sự cố dòng dầu ngược 239

viii

1. Cơ sở thiết kế

1.1 Giới thiệu và mục đích của dự ánTài liệu này là sổ tay vận hành của phân xưởng RFCC (phân xưởng 15) của dự án nhà máy lọc dầu Dung Quất thuộc Tập Đoàn dầu khí Việt Nam

Công suất thiết kế của phân xưởng là 69.700 thùng ngày (BPSD) của cặn chưng cất khí quyển từ các loại dầu thô sau:

- Dầu Bạch Hổ- Hỗn hợp dầu Bạch Hổ và dầu Dubai

Mục đích chính của phân xưởng craking xúc tác tầng sôi dầu cặn (Residue Fluid Catalytic Craking) công nghệ R2R là chuyển hóa nguyên liệu cặn thành các sản phẩm phân đoạn nhẹ, có giá trị như: C3-C4 LPG, xăng, nguyên liệu Diesel (light cycle oil). Nhờ các phản ứng hóa học ở dạng hơi với sự có mặt của xúc tác FCC, các phân tử hydrocacbon mạch dài trong nguyên liệu sẽ được bẻ gãy thành các phân tử mạch ngắn. Xúc tác tái sinh nóng cung cấp nhiệt cho quá trình cracking, làm bay hơi nguyên liệu dầu đã được nguyên tử hóa và tạo điều kiện thuận lợi cho quá trình cracking nhanh và có tính chọn lọc. Sự hóa hơi nguyên liệu và các phản ứng cracking xảy ra trong reactor-riser trong khoảng 2 giây. Các sản phẩm của phản ứng như khí đốt, dầu cặn (slurry) và cốc cũng được tạo thành trong reactor-riser. Phần lớn các thiết bị trong phân xưởng FCC dùng để chứa xúc tác, phân tách hơi sản phẩm và tách cốc khỏi xúc tác, trong khi đó chỉ một phần nhỏ trong hệ thống được sử dụng trực tiếp cho phản ứng cracking.

Công nghệ RFCC của AXENS kết hợp 2 tầng tái sinh xúc tác, hệ thống phun nhiên liệu đồng nhất, dòng điều khiển nhiệt (mixed temperature control), hệ thống tách cuối riser và các thiết bị phân phối không khí, hơi nước. Công nghệ thực nghiệm RFCC của AXENS có thể chuyển hóa cặn chưng cất thành sản phẩm với độ linh hoạt cao.

Phần tháp chưng cất phân tách sản phẩm hơi từ thiết bị phản ứng. Các sản phẩm gồm dầu cặn (clarified oil), LCO và xăng nặng. Để tối đa sản phẩm xăng, phần xăng nặng được trộn với xăng nhẹ từ phân xưởng thu hồi khí. Để tối đa sản phẩm Diesel, phần xăng nặng sẽ được trộn với LCO.

Phần hơi và lỏng ở đỉnh tháp chưng cất được xử lý tại phân xưởng thu hồi khí. Sản phẩm của phân xưởng này gồm xăng nhẹ, khí đốt và LPG được xử lý amine.

ix

Bảng viết tắt

ABD Apparent Bulk DensityAI Attrition IndexAPI American Petroleum InstituteASTM American Standard for Testing Metalsatm atmosphericCCR Conradson Carbon ResidueCF Coke FactorCRC Carbon on Regenerated CatalystC/O Catalyst to Oil ratioE-cat Equilibrium catalystEP End PointFG Fuel GasHC HydroCarbonHCO Heavy Cycle OilHDS Hydro DeSulfurizationHF Hydrogen FactorHT Hydrogen TransferHVGO Heavy Vacuum Gas OilIBP Initial Boiling PointLCO Light Cycle OilLOI Loss On IgnitionLPG Liquefied Petroleum GasMAT Micro Activity Testmolwt molecular weightMON Motor Octane NumberMR Metal ResistanceMTBE Methyl Tertiary Butyl EtherPSD Particle Size DistributionRCSV Regenerated Catalyst Slide ValveRE Rare EarthREUSY Rare Earth exchange Ultra Stable zeolite YREY Rare Earth exchange zeolite YRGT Regenerator TemperatureRON Research Octane NumberRVP Reid Vapor PressureROT Riser Outlet TemperatureSA Surface AreaSCSV Spent Catalyst Slide ValveVAC VacuumVGO Vacuum Gas OilTBP True Boiling PointTC Thermal CrackingUCS Unit Cell SizeUSY Ultra Stable zeolite Y

x

1.2 Cơ sở thiết kế

1.2.1 Mục đích và công suất của phân xưởngPhân xưởng RFCC được thiết kế sử dụng 2 loại cặn chưng cất khí quyển dầu Bạch Hổ và dầu trộn Bạch Hổ/ Dubai.

Công suất thiết kế của phân xưởng là 3.256.000 tấn /năm phân đoạn cặn trên 370oC dầu Bạch Hổ, tương đương với 69.700 thùng /ngày với thời gian làm việc là 8000 giờ/năm

Phân xưởng RFCC cũng thiết kế để sử dụng cặn của phân xưởng CDU chưng cất dầu chua phối trộn từ 1.0 triệu tấn dầu Dubai và 5,5 triệu tấn dầu Bạch Hổ. Công suất khi vận hành dầu chua là 3.256.000 tấn /năm, tương đương với 69.700 thùng /ngày với thời gian làm việc là 8000 giờ/năm.

Phân xưởng RFCC cũng được thiết kế để xử lý cả cặn dầu Bạch Hổ và dầu trộn với 2 phương thức vận hành như sau:

- Tối đa xăng RFCC (max gasoline)- Tối đa LCO (max distillate)

Sản phẩm được bảo đảm trên cơ sở phân xưởng vận hành theo phương thức tối đa LCO

Phân xưởng được thiết kế để xử lý 100% nguyên liệu nóng trực tiếp từ phân xưởng chưng cất khí quyển đồng thời có khả năng xử lý 100% nguyên liệu nguội từ bể chứa.

Thêm vào đó, phân xưởng xử lý khí của RFCC có thể xử lý các dòng công nghệ:

- Off-gas của tháp stabilizer của phân xưởng CDU- Dòng LPG từ phân xưởng CDU

Phân xưởng RFCC cũng có thể xử lý dòng off-gas từ phân xưởng xử lý xăng (NHT)

xi

1.2.2 Tính chất nguyên liệu

1.2.2.1 Tính chất của cặn chưng cất khí quyển

Crude (Sour) 100% (Sweet) ASTMBlend Bach Ho Test method

Cut range, TBP °C 370+ 370+Vol% on Crude 46.6 47.3

Wt% on Crude 50.0 50.1

API Gravity 26.95 28.9

SG at 15/4°C 0.893 0.882

Nitrogen wt ppm 1800 1300

Sulphur wt%) 0.55 0.05 D1266

Conradson Carbon wt%) 2.66 1.57 D189

Vanadium wt ppm 10.5 0 D2787

Nickel wt ppm 5 1

Sodium wt ppm 1.6 1.6 D2788

Viscosity @ 50°C cSt 43.4 43.4 D445

Viscosity @ 100°C cSt 8.8 9

Pour point °C 50 52 D97

Asphaltenes wt%) 2.0 1.0 D128

Wax content wt%) N/A 41

Hydrogen wt%) 12.7 12.84 D1018

Neutralization No. mg KOH/gm 0.05 0.05 D3242

Characterization "K" factor 12.58 12.78

ASTM distillation, °C(D1160 @ 760 mmHg)

IBP 263 262

10% 379 379

30%) 435 437

50%o 475 480

vol% above @ 550°C 32.4 32.5

xii

1.2.2.2 Tính chất của Off-gas từ tháp stabilizer của phân xưởng CDUDòng khí này lấy từ tháp stabilizer của phân xưởng CDU và đưa trực tiếp vào đầu hút của máy nén khí ẩm của phân xưởng xử lý khí thuộc RFCC

Crude (Sour) 100% (Sweet)Blend Bach Ho

Flowrate kg/h 339.0 291.0Composition

N2 mol% -- --

H2S mol% -- --

C1 mol% -- 0.7

C2 mol% 6.3 4.8

C3 mol% 37.0 22.7

iC4 mol% 14.3 16.0

nC4 mol% 40.6 53.5

iC5 mol% 0.4 0.4

nC5 mol% -- --

C6+ mol% -- --

H2O mol% 1.4 1.9

Total mol% 100.0 100.0

Molecular weight 50.6 52.6

Lưu ý: các thông số của dầu trộn dựa trên 100% dầu Dubai

1.2.2.3 Tính chất dòng off-gas từ tháp stripper của phân xưởng NHTH2O kg mol/h 0.13H2S kg mol/h 0.32

NH3 kg mol/h trace

H2 kg mol/h 13.17C1 kg mol/h 1.69

C2 kg mol/h 1.37

C3 kg mol/h 0.83

iC4 kg mol/h 0.06

nC4 kg mol/h 0.40

iC5 kg mol/h 0.14

nC5 kg mol/h 0.10C6+ kg mol/h 0.63

Total kg mol/h 18.84

(kg/h) (243)

xiii

1.2.2.4 Tính chất dòng LPG từ CDUCrude (Sour) 100% (Sweet)

Blend Bach HoFlowrate kg/h 6206 2071SG at 15°C 0.565 0.572

Composition

C2= mol% -- --

C2 mol% 1.2 0.8

C3= mol% -- --

C3 mol% 19.3 10.7

C4= mol% -- --

iC4 mol% 16.5 16.1

nC4 mol% 61.7 71.0

iC5+ mol% 1.3 1.4

Total mol% 100.0 100.0

1.2.2.5 Nguyên liệu từ slops Tháp chưng cất của RFCC có thể xử lý các dòng slops

Slops nặng: 5.000 thùng/ngày

Slops nhẹ: 5.000 thùng/ngày

1.2.3 Tính chất sản phẩm

1.2.3.1 Tiêu chuẩn chưng cất

1.2.3.2 Phân xưởng xử lý khí

xiv

1.2.3.3 Tính chất dòng khí thải

(sau cụm tách tĩnh điện và DeSOx)

Lưu ý cụm DeSOx sẽ được lắp đặt sau này, vì trong giai đoạn đầu xử lý dàu Bạch Hổ hàm lượng Sox trong khí thải nhỏ hơn 500mg/m3

1.2.3.4 Tính chất khí đốt Hàm lượng H2S: tối đa 50ppm trọng lượng

1.2.3.5 Tính chất dầu cặn (sau khi tách slurry)Hàm lượng xúc tác: tối đa 100ppm khối lượng

1.2.3.6 Tính chất sản phẩm (dự tính)Case Mixed Bach Ho Mixed Bach Ho

MG MG MD MDLPGSp. Gr 15/15 0.565 0.566 0.565 0.565Mercaptans wt ppm 78 7.1 78 7.1COS wt ppm 5.0 5.0 5.0 5.0Total sulphur wt ppm 3786 332 4260 383Butadiene wt ppm 3012 1647 1358 1063

GASOLINE (C5 - 165°C)

Sulphur wt ppm 230 10RON clear 92.0 91.7MON clear 79.5 79.2TVP g/cm² 498 531RVP kPa 48 51

Sp. Gr 15/15 0.719 0.715

D-86IP 35 34

5 43 4210 47 4630 60 5850 72 7070 91 8990 129 12995 144 143

EP 159 156

xv

Olefins wt% 43 45

Case Mixed Bach Ho Mixed Bach HoMG MG MD MD

GASOLINE (C5 - 205°C)Sulphur wt ppm 340 10

RON clear 92.1 91.8MON clear 79.9 79.6TVP g/cm² 337 363RVP kPa 32 34

Sp. Gr 15/15 0.736 0.732

D-86IP 39 39

5 50 4910 55 5430 71 7050 90 8770 116 11390 160 15995 176 175

EP 197 197

Olefins wt% 34 35

LIGHT CYCLE OIL (165 - 390°C)

Sulphur wt% 0.45 0.04

Cetane number 33.9 38.4Cloud point °C -1.8 -0.9Viscosity @ 100°C cSt 1.02 1.02Viscosity @ 50°C cSt 2.05 2.04Pour point °C -17.3 -18.9Flash point °C 67 67

Sp. Gr 15/15 0.881 0.864

D-86IP 189 189

5 203 20410 212 21230 239 23950 263 26470 291 29290 333 33495 349 350

EP 373 374

xvi

Case Mixed Bach Ho Mixed Bach HoMG MG MD MD

LIGHT CYCLE OIL (205 - 360°C)Sulphur wt% 0.619 0.055Cetane number 24.4 28.1Cloud point °C -6.1 -5.3Viscosity @ 100°C cSt 0.99 0.97Viscosity @ 50°C cSt 1.92 1.88Pour point °C -12.8 -14.0Flash point °C 76 74

Sp. Gr 15/15 0.926 0.911

D-86IP 188 180

5 221 22010 230 23030 245 24550 263 26270 287 28690 323 32295 336 335

EP 353 353SLURRY (390+ °C)Sp. Gr 15/15 0.994 0.960Sulphur wt% 0.835 0.07Conradson carbon wt% 12.5 9.5Viscosity @ 100°C cSt 8.94 6.09Viscosity @ 50°C cSt 110 45Pour point °C 15-20 15-20

SLURRY (360+ °C)

Sp. Gr 15/15 1.092 1.043Sulphur wt% 1.03 0.10Conradson carbon wt% 15.7 12.7Viscosity @ 100°C cSt 14.5 11.1Viscosity @ 50°C cSt 160 140Pour point °C 15-20 15-20

xvii

1.2.3.7 LPG composition

BACH HO BLENDMAX GASOLINE

MAX DISTILLATE

MAX GASOLINE

MAX DISTILLATE

Component LPG RATE LPG RATE LPG RATE LPG RATE H2S 1 1 1 2H2 0 0 0 0C1 0 0 0 0C2 449 333 444 349ETLN 9 6 9 7C3 6 124 5 179 6 627 5 793PRLN 20 251 14 145 19 625 14 621IC4 14 681 11 273 13 689 10 839NC4 5 801 4 221 7 858 6 560IBTE 6 579 4 679 6 758 5 1701BUTENE 6 317 4 706 5 922 4 653C2BUTENE 6 482 4 751 5 909 4 592T2BUTENE 9 862 7 245 8 964 6 975BD 106 50 184 6420-50 541 399 540 424TOTAL : 77203 56988 76530 60049

Component LPG (kmol/h) LPG (kmol/h) LPG (kmol/h) LPG (kmol/h)H2S 0.04 0.03 0.04 0.06H2 0.00 0.00 0.00 0.00C1 0.00 0.00 0.00 0.00C2 14.94 11.07 14.77 11.62ETLN 0.31 0.21 0.32 0.24C3 138.87 117.44 150.28 131.37PRLN 481.23 336.14 466.37 347.44IC4 252.58 193.94 235.51 186.49NC4 99.81 72.63 135.20 112.86IBTE 117.26 83.39 120.45 92.151BUTENE 112.59 83.88 105.54 82.93C2BUTENE 115.53 84.68 105.32 81.84T2BUTENE 175.76 129.12 159.76 124.31BD 1.96 0.93 3.41 1.1820-50 8.07 6.10 8.00 6.47TOTAL : 1518.96 1119.56 1504.96 1178.96

Mercaptan (wt ppm) 7 7 78 78

COS (wt ppm) 5 5 5 5

T (°C) 40 40 40 40P (kg/cm2 g) 18 18 18 18Density (P ; T) 530.2 530.1 529.8 529.8

xviii

Density (15°C) 563.3 563.0 562.8 562.7

1.2.4 Thông số vận hành

1.2.4.1 Cụm tháp phản ứng/tháp tái sinhCase Mixed

MGBach Ho MG

Mixed MD

Bach Ho MD

RISER

Outlet temperature °C Feed flowrate kg/h Feed temperature °C MTC Heavy naphtha kg/h Feed recycle flow kg/h Feed recycle quality HCO back flush kg/h Total riser recycles kg/h MTC recycle temperature °C HCO back flush temperature °C Recycle to feed temperature °C Riser steam flow kg/h Riser steam temperature °C C/O Delta coke wt%

520 407000

170

76400

0

7605

84005

181

170

20350 250 6.34 1.22

518

407000

290

0

0

7379 7379

170

20350 250 5.57 0.94

511

407000

170

0

117100

HCO

7097

124917

170 290 20350 250 6.43 0.99

505

407000

290

0

117100

HCO

6875

123975

170 290 20350 250 5.27 0.91

DISENGAGER / STRIPPER

Outlet temperature °C Pressure kg/cm²g Stripping steam flow kg/h Stripping steam temperature °C Effluent flowrate kg/h

517

1.43

14300

250

491907

515 1.43

14300 250

425859

508

1.43

14300

250

538332

502 1.43

14300 250

544699

Case Mixed MG

Bach Ho MG

Mixed MD

Bach Ho MD

FIRST REGENERATOR

Dilute temperature °C Dense temperature °C Dilute pressure kg/cm²g Coke burnt % Flue gas flow kg/h Air flow kg/h Air blower temperature (*1) °C Catalyst dry make-up t/day

678

683

2.28

70

282084

261840

210

15.2

646 651

2.28

70

194650

181520

232 5.5

641 646

2.28

70

231506

215357

223

15.2

631 636

2.28

70

178544

166575

238

5.5

xix

SECOND REGENERATOR

Dilute temperature °C

772 734 733 720

Dense temperature °C 762 713 712 695

Dilute pressure kg/cm²g 1.3 1.3 1.3 1.3Flue gas flow kg/h 138674 94603 114689 86941Air flow kg/h 127775 86942 105427 79856Air blower temperature (*1) °C 210 232 223 238

MISCELLANEOUS

Standard conversion wt% V/Ni on EQ-CAT ppm MAT activity wt% Catalyst circulation t/min

79.94

6748/ 3213

68

42.97

80.76 0 / 1776

75 37.77

62.60

6748 /3213

55

43.61

61.88

0 / 1776

60

35.72

xx

xxi

1.2.5 Các điều kiện trong ranh giới phân xưởngKhi phân xưởng vận hành theo công suất thiết kế, nhiệt độ và áp suất của nguyên liệu và sản phẩm như sau:

xxii

1.2.6 Điều kiện vận hành và thiết kế của các dòng phụ trợ

Service Pressure (kg/cm² g)

Temperature (°C)Normal Max. Min. Design Normal Max. Min. Design

HHP steam 105.5 107.5 103.5 118.2 500 510 490 535

HP steam 42.3 44.3 40.3 48.3 380 400 360 450MP steam 14.1 15.1 13.1 16.8 250 270 230 320LP steam 3.6 4.6 3.6 6.3 160 180 140 230Power station LP steam

4.1 4.6 3.6 6.3 160 180 148 230Service water 5.0 9.5 1.5 14.2 30 35 15 60

Potable water 2.5 4.0 0.5 5.5 30 35 15 60Demineralized water 5.0 7.5 1.5 11.0 30 35 15 60HHP BFW 142.0 149.0 138.0 180.0 112 131 105 160HP BFW 60.0 66.0 58.0 72.6 112 131 105 160LP BFW 22.0 24.0 20.0 26.4 112 131 105 160Fresh CW supply 5.2 3.5 5.0 9.2 32 34 25 70Fresh CW return 2.2 2.5 2.1 9.2 47 60 25 70Sea CW supply 3.3 4.0 3.3 7.4 30 30 20 70Sea CW return 1.3 1.4 1.3 7.4 38 40 20 70Refinery fire water 7.0 15.0 3.0 19.3 30 35 15 60Salt fire water 10.0 15.0 6.0 19.3 30 30 20 70HP condensate 7.5 48.3 170 450

MP condensate 7.5 16.8 170 320LP condensate 3.0 6.3 133 230Vacuum condensate(1) 2.5 3.0 2.0 4.7 50 80 50 110Inst. air / Plant air 7.5 8.0 7.0 10.5 35 40 10 65

Refinery nitrogen 7.0 9.0 6.5 11.7 30 40 10 65CCR nitrogen 8.5 9.0 8.5 11.7 30 40 10 65

Fuel gas collection 3.8 4.0 3.5 6.7 46 53 38 75

Fuel gas supply 3.3 3.5 3.0 6.7 40 53 38 75LPG Fuel gas (2) 6.0 34.0 40 140Refinery fuel oil 13 14.0 13.0 20 90 100 50 125

xxiii

1.3 Cân bằng vật chất

1.3.1 Tháp phản ứng-tháp tái sinh-xử lý xúc tác và xử lý khí thải

1.3.1.1 Sản lượng

xxiv

1.3.1.2 Cân bằng vật chất chi tiếtINLET, t/h Mixed

MGBach Ho MG

Mixed MD

Bach Ho MD

Catalyst

Fresh feed

Riser steam

Stripping steam

Recycles

Carry-off from reg#2

2578.423

407.000

20.350

14.300

81.400

3.050

2266.452

407.000

20.350

14.300

5.000

2.812

2616.685

407.000

20.350

14.300

122.100

3.250

2143.488

407.000

20.350

14.300

122.100

2.706Total 3105.812 2717.047 3184.993 2711.016

INLET, t/h Mixed MG

Bach Ho MG

Mixed MD

Bach Ho MD

Catalyst

Coke

Air

Carry-off from stripper

2578.423

32.854

261.840

2.629

2266.452

22.419

181.520

2.318

2616.685

27.270

215.357

2.699

2143.488

20.605

166.575

2.228

Total 2875.746 2472.709 2862.011 2332.896

OUTLET, t/h Mixed MG

Bach Ho MG

Mixed MD

Bach Ho MD

Catalyst Coke Flue gas Carry-off to lift

2578.423

10.759

282.084

4.480

2266.452

7.519

194.650

4.087

2616.685

9.097

231.506

4.723

2143.488

6.932

178.544

3.932

Total 2875.745 2472.708 2862.011 2332.896

xxv

xxvi

1.4 Lý thuyết công nghệ

1.4.1 Các phản ứng hóa học và xúc tác

1.4.1.1 Giới thiệu và mục đích của mục nàyCác phần giới thiệu trong mục này nhằm mục đích cung cấp đầy đủ lý thuyết cơ sở một cách đơn giản nhất cho các mục sau như: khởi động, vận hành và dừng phân xưởng...

Mong rằng nền tảng lý thuyết này sẽ giúp người vận hành hiểu rõ hơn các hướng dẫn vận hành và đưa ra các quyết định sáng suốt trong các tình huống nằm trong hướng dẫn.

1.4.1.2 Nhiệt động lực học và động họcVới bất cứ phản ứng hóa học nào, nhiệt động lực học quyết định khả năng phản ứng xảy ra và số lượng sản phẩm và các chất không chuyển hóa. Thực ra, một vài phản ứng hoàn toàn tức là tất cả chất phản ứng chuyển thành sản phẩm. Một số là phản ứng cân bằng trong đó một phần chất phản ứng được chuyển hóa. Số lượng sản phẩm và chất phản ứng trong phản ứng cân bằng phụ thuộc vào điều kiện phản ứng và do nhiệt động lực học quyết định. Cần lưu ý rằng nhiệt động lực học không phải là thời gian để phản ứng đạt cân bằng hay phản ứng hoàn toàn.

Động học quyết định tốc độ của phản ứng hóa học (tức là số lượng chất tham gia phản ứng mất đi trong một giây). Động học (tốc độ phản ứng) phụ thuộc vào điều kiện phản ứng nhưng cũng có thể thay đổi bằng cách sử dụng xúc tác phù hợp. Một phản ứng (hay họ phản ứng) thông thường được thúc đẩy bằng một xúc tác riêng biệt.

Nói cách khác, nhiệt động lực học quyết định thành phần ở trạng thái cân bằng cuối cùng không tính đến thời gian phản ứng. Động lực học dự đoán thành phần sau khoảng thời gian nhất định. Do các phản ứng xảy ra đồng thời trong khoảng thời gian cố định, động lực học thường được xem xét hơn.

Một chất xúc tác thường bao gồm chất mang (đất oxit, nhôm, silicat, magie..) và tích tụ trên nó các là kim loại mịn.

Kim loại thường đảm nhận chức năng xúc tác. Thông thường các chất mang cũng tham gia như xúc tác tùy theo tính chất hóa học của nó.

Xúc tác không bị mất mát nhưng có thể bị mất hoạt tính do các chất bẩn trong nguyên liệu hay do ảnh hưởng của sản phẩm hay phản ứng làm đọng cốc trên xúc tác.

Các mục trong phần này gồm:

- Các phản ứng xảy ra trong quá trình cũng như điều kiện vận hành- Tính chất xúc tác- Cơ chế xúc tác

xxvii

- Tạp chất xúc tác- Thông số vận hành

1.4.1.3 Hoạt tính, độ chọn lọc và tính ổn định của xúc tácNgoài tính chất vật lý và cơ học, xúc tác còn có các tính chất chính sau:

- Hoạt tính là khả năng làm tăng tốc độ phản ứng của xúc tác. Hoạt tính xúc tác được xác định bằng nhiệt độ tại đó xúc tác hoạt động để tạo ra sản phẩm đạt chất lượng, các điều kiện vận hành là không đổi.

- Độ chọn lọc phản ánh khả năng lựa chọn các phản ứng mong muốn của xúc tác so với các phản ứng khác

- Tính ổn định thể hiện sự thay đổi tính chất của xúc tác trong thời gian làm việc (tức là hoạt tính và độ chọn lọc) khi điều kiện vận hành và nguyên liệu ổn định. Chủ yếu các phản ứng trùng hợp hay tích tụ cốc ảnh hưởng đến tính ổn định của xúc tác do làm giảm bề mặt hoạt động của kim loại. Các tạp chất kim loại có mặt trong nguyên liệu cũng làm giảm độ ổn định của xúc tác.

1.4.2 Các loại phản ứngCác phản ứng xảy ra trong công nghệ RFCC gồm: cracking nhiệt và cracking xúc tác.

A. Cracking nhiệt

Đặc trưng của cracking nhiệt là phản ứng bẻ gãy mạch phân tử của các hydrocacbon hay các thành phần khác trong phân đoạn dầu mỏ

Chủ yếu là các phản ứng gãy mạch cacbon-cacbon (-C-C-), cacbon- lưu huỳnh (-C-S-) và đồng thời tuy ít hơn là mạch cacbon-hydro (-C-H)

Các phản ứng này là kết quả của tác động nhiệt với sự có mặt hay không có mặt xúc tác. Tuy nhiên do phản ứng cracking này không hạn chế được sự bẻ gãy phân tử nên trong phân đoạn xử lý có mặt cả các phân tử mạch dài hơn và ngắn hơn so với mạch ban đầu. Điều này có thể được giải thích bằng cơ chế phúc tạp hơn xảy ra sau các phản ứng cracking sơ bộ

Để đơn giản hóa, một phản ứng craking nhiệt có thể phân biệt thành cracking sơ bộ và phản ứng tiếp diễn

a. Các phản ứng cracking sơ bộ

Loại phản ứng này liên quan đến nhiều loại phân tử khác nhau trong nguyên liệu.

Trong các nhóm hydrocacbon chính: parafin, naphtene, và aromatics cần xem xét các loại phản ứng chuyển hóa sau:

xxviii

Trong mọi trường hợp đều tạo thành sản phẩm không no là olefin do không có hydro.

b. Các phản ứng tiếp diễn

Liên quan đến các chất trung gian tạo thành từ phản ứng cracking sơ bộ. Bao gồm

Phản ứng cracking thứ cấp paraffins tạo thành olefin và paraffin như phản ứng cracking sơ bộ

Chuyển hóa các olefin hoạt hóa cao

Thành các olefin mạch ngắn hơn nhờ phản ứng cracking

Olefin → hai olefin mạch ngắn

Ví dụ

Hay thành diolefin do mất hydro, dehydro là kết quả của bẻ gãy mạch cacbon-hydro

Olefin → diolefin + hydrogen

Ví dụ

Chuyển hóa các olefin thành prarafin và diolefin hay aromatic, phản ứng chuyển hóa hydro này đóng vai trò quan trọng trong phản ứng cracking xúc tác

Olefin1 + olefin2 → parafin + diolefin

Olefins →parafin + aromatic

Bắt đầu từ các olefin cho ra sản phẩm chứa nhiều hydro (parafin) hay chứa ít hdro (diolefin, aromatic)

xxix

Giữa các sản phẩm trung gian cũng có thể xảy ra các phản ứng tiếp theo, chủ yếu là các phản ứng ghép mạch của các olefin vào aromatic tạo thành các hợp chất aromatic nặng, đây là nguyên nhân tạo thành các sản phẩm dầu nặng hay cốc. Loại phản ứng này được gọi là phản ứng cộng vòng Diels Alder (condensation)

B. Cracking xúc tác

Việc sử dụng xúc tác trong các phản ứng cracking hydrocacbon làm thay đổi rõ rệt các chuyển hóa hóc học, ảnh hưởng đến cơ chế phản ứng và làm tăng tốc độ phản ứng một cách có chọn lọc

Cracking xúc tác khác với cracking nhiệt ở các điểm chính sau:

- Sản lượng khí C2 thấp, theo lý thuyết các chất xúc tác không cho tạo thành các phân tử có ít hơn 3 nguyên tử cacbon

- Tăng sản lượng xăng với tính ổn định và chỉ số octan cao hơn- Giảm lượng cốc tạo thành với cùng 1 loại nguyên liệu xử lý, cho thấy rằng sử

dụng xúc tác là tốt hơn- Các sản phẩm với thành phần hóa học khác nhau: ít olefin, nhiều hydrocacbon

mạch nhánh, nhiều aromatic..v..v..

Từ khi được phát minh đến nay, xúc tác cho quá trình cracking thay đổi nhanh chóng và ngày nay chứa chủ yếu là các hợp chất vô định hình silicat-nhôm và tinh thể silicat-nhôm, và xúc tác mới nhất được biết đến là zeolite hay rây phân tử

Trong quá trình cracking, hoạt tính của xúc tác được quyết định bởi bề mặt tâm axit ở dạng rắn trong bột xúc tác.

Các tâm axit được xử lý trong quá trình sản xuất để tạo ra tính axit thích hợp so với các axit lỏng thông thường như sulfuric, HCl, nitric axit

Chức năng của tâm axit trong phản ứng cracking được giải thích theo hai cơ chế chính sau:

- Cơ chế phản ứng riêng biệt với sự tham gia của chất trung gian là các cấu tử ion- Tác động chính trong các phản ứng cho nhận hydro như đã đề cập

Hai cơ chế phản ứng đặc biệt này giải thích hiệu suất của phản ứng cracking xúc tác được miêu tả dưới đây

Phản ứng cracking xúc tác được đặc trưng bở tính thu nhiệt và làm tăng số lượng phân tử và thích hợp trong điều kiện nhiệt độ cao và áp suất thấp.

a. Phản ứng cracking xúc tác axit

Cơ chế của phản ứng cracking xúc tác axit với sự tham gia của các của các cấu tử ion trung gian là tính chất đặc trưng trong công nghệ cracking

xxx

Các cấu tử được tạo thành do sự hấp phụ olefin sinh ra trong quá trình cracking sơ bộ trên tâm axit của xúc tác.

Ngược với các phản ứng cracking nhiệt thường không có tính chọn lọc và tạo thành các sản phẩm nhẹ không no và sản phẩm nặng hơn so với nguyên liệu (đặc biệt tạo thành lượng khí lớn, xăng chưa ổn định và phần nhiều cốc), phản ứng cracking xúc tác với cơ chế phức tạp hơn và có thể cải thiện sản lượng cũng như chất lượng của sản phẩm theo chiều hướng mong muốn bằng cách sử dụng xúc tác. Điều đó giải thích thế mạnh của cracking xúc tác.

Thay đổi cấu trúc của mạch hydrocacbon theo chiều hướng tạo thành các cấu trúc mạch nhánh. Cấu trúc mới này tạo thành các O+ cation ổn định hơn. Điều này giải thích vì sao các chất dạng này có mặt nhiều trong sản phẩm cracking xúc tác.

Sự thay đổi cấu trúc diễn ra một cách tự phát và tạo thành các cacboncation ổn định hơn, đó là các hydrocacbon mạch nhánh.

Phản ứng cracking thứ cấp tạo thành các olefin mạch ngắn hơn và O+ cation mới mạch ngắn và có thể phải trải qua quá trình tương tự như trước. Đây là quá trình tạo thành các sản phẩm nhẹ đặc trưng của quá trình cracking. Các O+ cation ngăn chặn một cách mạnh mẽ việc tạo thành các mạch ngắn ít hơn 3 nguyên tử cacbon, điều này giải thích phản ứng cracking xúc tác thu được ít khí C2-.

b. Phản ứng chuyển hóa hydro

Như đã đề cập ở trên, phản ứng chuyển hóa hydro từ các olefin được thúc đẩy bởi xúc tác zeolite, cùng lúc tạo thành các sản phẩm sau:

- Các hydrocacbon nhiều hydro, kết quả của quá trình chuyển hóa hydro là tạo thành nhiều parafin

- Các cấu tử chứa ít hydro như là aromatic

Phản ứng dưới đây chứng minh phản ứng chuyển các olefin thành các hợp chất C6

Phản ứng bao gồm 4 C6 olefin chuyển thành 3 parafin bằng cách nhận hydro và 1 aromatic bằng cách cho hydro

Loại phản ứng này đóng vai trò quan trọng trong toàn bộ phản ứng cracking bởi 2 hệ quả sau:

xxxi

- Do phản ứng xảy ra nhanh nên đảm bảo sản lượng xăng bằng cách ngăn chặn các phản ứng xảy ra đồng thời là chuyển hóa các olefin trong xăng thành các khí nhẹ hơn do cracking.

- Tạo thành sản phẩm nhiều parafin, đặc biệt trong xăng, ảnh hưởng đến chỉ số octan của sản phẩm, do các parafin thu được không có cấu trúc mạch nhánh

Tất cả những giải thích trên cho thấy ảnh hưởng của xúc tác axit và phản ứng chuyển hóa hydro đóng vai trò quan trọng về sản lượng và chất lượng của sản phẩm cracking xúc tác.

Một ví dụ khác về phản ứng chuyển hóa hydro giữa naphteno-aromatic (tetraline) và ∞-olefin (isobutene)

Phản ứng chuyển hóa hydro bị chi phối bởi:

- Chất lượng nguyên liệu- Nhiệt độ đầu ra riser- Tỉ lệ xúc tác trên hydrocacbon- Oxit đất hiếm trên xúc tác- Thành phần xúc tác

Càng nhiều phản ứng chuyển hóa hydro sẽ:

- Lượng cốc tăng- Giảm LPG- Lượng xăng tăng- Lượng olefin trong sản phẩm giảm- Xăng có chỉ số octan thấp

Nhìn qua sơ đồ các phản ứng cracking song song và tiếp diễn ta thấy rằng tất cả các sản phẩm (khí, xăng, LCO và cốc) chỉ là sơ cấp. LCO thường là sản phẩm của quá trình cracking đơn của các phân tử mạch dài trong nguyên liệu. Hầu hết xăng và một phần khí là từ cracking sơ bộ. Tuy nhiên, lượng lớn các khí, đặc biệt là C3 và C4 là kết quả của phản ứng cracking thứ cấp xăng và LCO.

Một phần nhỏ cốc tạo thành ngay lập tức bởi phản ứng khử hydro bằng nhiệt từ các phân tử mạch dài như naphteno-aromatic. Các hydrocacbon C1 và C2 thường được tạo ra bởi phản ứng cracking nhiệt. Các phản ứng trên có thể chia thành 3 loại sau:

1.4.3 Các phản ứng mong muốnBao gồm các phản ứng cracking và đồng phân hóa

A. Phản ứng cracking

xxxii

Khả năng phản ứng của các hydrocacbon

Khả năng phản ứng của các hydrocacbon có thể sắp xếp theo thứ tự như sau:

Trong mọi trường hợp, cracking là kết quả của quá trình phân hóa cation cacbon (hay ion carbenium) nằm cạnh tâm axit trên xúc tác. Cation cacbon càng dễ hình thành và chiếm vị trí trên bề mặt xúc tác, nó càng chịu đựng phân hóa tốt. Điều này càng có sơ sở để chứng minh việc tăng khả năng phản ứng của 4 loại phản ứng đầu tiên trên:

Khả năng cracking tăng theo kích cỡ (hay số lượng nguyên tử cacbon) và độ phân nhánh của loại hydrocacbon

Các hydrocacbon được bẻ gãy như thế nào?

Một số quy tắc đơn giản được đưa ra như sau

- Các ankan và anken nặng mạch thẳng thường đồng phân hóa trước khi bị bẻ gãy. Các phân tử của sản phẩm phần lớn chứa 1 đến 2 mạch nhánh methyl (hay chứa ethyl nhưng ít hơn)

- Cracking bằng cách phân hóa tại vị trí β của các phân tử chủ yếu xảy ra với các mạch trung bình và thực tế vị trí này không nhỏ hơn 3 nguyên tử cacbon tính từ cuối mạch. Các hydrocacbon C1 và C2 được tạo thành bởi cơ chế cracking nhiệt đồng thể khác với cơ chế bẻ gãy mạch β

- Mạch alkyl nối với 1 vòng thì bị cắt tại vi trí nối vào vòng nếu là vòng thơm và đối với vòng naphten thì cắt tại bất kỳ vị trí nào từ nguyên tử cacbon thứ 3 hoặc xa hơn tính từ đầu mạch

Phản ứng đồng phân hóa

Do có thời gian phản ứng ngắn trong quá trình cracking, phản ứng này chỉ ảnh hưởng đến các olefin có nhiều hơn 4 hay 5 nguyên tử cacbon và các parafin nặng trong nguyên liệu. Các parafin nhẹ được tạo ra bởi các phản ứng cracking sơ bộ do không đủ thời gian để đồng phân hóa. Các parafin C4 vì thế tồn tại ở các tỉ lệ khá khác biệt so với các tỉ lệ ở trạng thái cân bằng nhiệt động. Các olefin C4 gần hơn nhiều nhưng không bao giờ đạt được trạng thái cân bằng.

1.4.4 Các phản ứng cần được giới hạn (nhưng không loại bỏ)A. Phản ứng chuyển hoá hyđrô

Phản ứng hai phân tử này bao gồm quá trình chuyển một phân tử hyđrô từ một phân tử naphthen hoặc olefin đến một phân tử olefin khác bằng cơ chế axít dị thể. Phản ứng này dẫn đến việc hình thành các hyđrôcácbon no, chủ yếu là parafin, và cả các hợp chất thơm

xxxiii

(đơn và đa vòng). Các hợp chất polynaphthenoaromatic và các hợp chất nặng tạo cốc (coke precursors) khác là những phân tử rất dễ tham gia vào quá trình chuyển hoá hyđrô.

Phản ứng này đóng vai trò rất quan trọng đối với chất lượng của xăng thu được và quá trình tạo cốc. Quá trình chuyển hoá hyđrô làm giảm độ olefin (olefinicity) của xăng và tăng sản lượng cốc. Phản ứng này cũng đồng thời làm tăng chất lượng xăng (khả năng xăng không bị overcracking) bằng việc làm giảm hàm lượng các phân tử dễ tham gia phản ứng.

B. Phản ứng trùng ngưng

Phản ứng chính là quá trình cộng diels-alder. Phản ứng này bao gồm quá trình kết hợp một phân tử olefin mạch thẳng hoặc mạch vòng với một phân tử diolefin mạch thẳng hoặc mạch vòng, dẫn đến việc hình thành các cấu trúc nhiều vòng và không no. Các cấu trúc này được chuyển hoá thành các hợp chất thơm (đơn hoặc đa vòng) bằng quá trình chuyển hoá hyđrô, hoặc tiếp tục tham gia phản ứng cộng vòng. Giai đoạn cuối cùng của các phản ứng cộng vòng và chuyển hoá hyđrô liên tiếp là việc hình thành các hợp chất thơm đa vòng có khả năng tạo cốc trên xúc tác.

1.4.5 Các phản ứng không mong muốn cần được giảm thiểuA. Phản ứng hình thành hyđrô

Phản ứng tách hyđrô từ các phân tử mạch vòng không no bởi các tạp chất kim loại, cụ thể là Ni và V, là yếu tố cơ bản dẫn đến việc hình thành hyđrô (Ni và V) và một phần cốc đáng kể (chủ yếu là Ni). Quá trình hình thành methane hầu như không bị ảnh hưởng bởi hàm lượng kim loại, vì thế hiệu ứng này được theo dõi thông qua tỉ lệ H2/methane.

B. Hyđrôcácbon C1 và C2

Các hợp chất này được hình thành chủ yếu do phản ứng cracking nhiệt không chọn lựa. Vì thế sản lượng các hợp chất này rất nhạy cảm với nhiệt độ ống phản ứng.

1.4.6 Khả năng lựa chọn chuyển hoá của các họ hyđrôcácbon khác nhauHai họ hyđrôcácbon chuyển hoá mang tính chọn lựa nhiều nhất là alkylmonoaromatic và polynaphthenes trùng ngưng (chủ yếu là các hợp chất hai vòng).

Mức độ chọn lựa tạo xăng của các hyđrôcácbon no đơn giản là: naphthene > isoparafin > parafin mạch thẳng.

Các hợp chất thơm đa vòng, đặc biệt là các hợp chất bốn và năm vòng, không chuyển hoá thành xăng nhưng lại là những hợp chất tạo cốc rất tốt.

Các định nghĩa về độ chuyển hoá

A. Độ chuyển hoá

Độ chuyển hoá được định nghĩa bằng tỉ lệ sau:

xxxiv

Độ chuyển hoá = lượng sản phẩm chuyển hoá*100/lượng nguyên liệu

Tuỳ thuộc vào lượng sản phẩm/lượng nguyên liệu được biểu diễn bằng đơn vị khối lượng hoặc thể tích, độ chuyển hoá tương ứng là phần trăm khối lượng hoặc phần trăm thể tích.

Các sản phẩm chuyển hoá và không chuyển hoá được quy định như sau:

Các sản phẩm chuyển hoá:

Khí khô C3

C4

Xăng nhẹ Xăng nặng Cốc

Các sản phẩm không chuyển hoá:

LCO HCO Slurry

B. Độ chuyển hoá dùng trong công nghiệp ( còn gọi là độ chuyển hoá công nghiệp)Trong thực tế, việc đo lưu lượng các sản phẩm chuyển hoá luôn gặp nhiều khó khăn. Lưu lượng cốc không thể đo trực tiếp được, và lưu lượng thể tích của khí khô là hoàn toàn vô nghĩa. Ngược lại, có thể đo lưu lượng của các sản phẩm không chuyển hoá.Lưu lượng của các sản phẩm chuyển hoá đạt được bằng cách trừ lưu lượng các sản phẩm không chuyển hoá từ lưu lượng nguyên liệu.Lượng các sản phẩm chuyển hoá = lượng nguyên liệu – lượng các sản phẩm không chuyển hoá.Vì vậy:Độ chuyển hoá công nghiệp = (lượng nguyên liệu – lượng sản phẩm không chuyển hoá)*100/lượng nguyên liệuC. Độ chuyển hoá điều chỉnh

Có thể hiểu rằng lượng sản phẩm chuyển hoá phụ thuộc vào điểm cắt giữa xăng và LCO. Điểm cắt này thường được xác định bằng điểm sôi cuối của xăng theo tiêu chuẩn ASTM tại điểm cắt không đổi là 2210C (4300F).

Nếu điểm sôi đầu của nguyên liệu nhỏ hơn 2210C, lượng nguyên liệu điều chỉnh sẽ là:

Lượng nguyên liệu điều chỉnh = lượng nguyên liệu – phân đoạn trước 2210C.

xxxv

1.4.7 Xúc tác

1.4.7.1 Các đặc điểm xúc tácQuá trình làm việc của hệ thống phản ứng và tái sinh phụ thuộc rất cao vào các tính chất động học của xúc tác. Quá trình làm việc của hệ thống tuần hoàn xúc tác cũng phụ thuộc vào các tính chất vật lý của xúc tác.

Xúc tác FCC (cracking xúc tác tầng sôi) là một axít rắn phức tạp.

Xúc tác FCC hiện đại gồm nhiều thành phần như:

Zeolites (Y-type Faujasites, ZSM-5). Nền hoạt tính (silica-aluminas) Chất nối, kaolin, bẫy kim loại...

Zeolite là những hợp chất nhôm silicat mạng tinh thể. Tồn tại các quy trình tổng hợp zeolite với cấu trúc tương tự các hợp chất khoáng đã biết và cả những zeolite không có chất tương ứng trong tự nhiên, như ZSM-5 sử dụng trong các chất phụ gia giúp tăng chỉ số octan. Đối với xúc tác FCC, zeolite Y-type (Faujasite) được quan tâm nhiều nhất với tỉ lệ silica/nhôm vào khoảng 5.

Khung zeolite được tạo thành bởi các nguyên tử silicon, nhôm và ôxy, các nguyên tử này tạo nên một cấu trúc tứ diện vững chắc, các khối tứ diện liên kết với nhau thành khối tám mặt. Các nguyên tử silicon trong hình tứ diện SiO4 được thay thế từng phần bằng các nguyên tử nhôm và một số tương ứng các ion natri bù điện tích. Các ion natri này khá linh động và có thể trao đổi với NH4

+ hoặc đất hiếm (RE3+). Quá trình trao đổi ion này rất quan trọng đối với các zeolite được sử dụng làm xúc tác cracking nhờ việc tạo nên các tâm hoạt tính cho phản ứng cracking.

Các zeolite đã trao đổi với RE (REY và REUSY) chiếm ưu thế trong xúc tác cracking nhờ độ bền và hoạt tính cao. Tuy nhiên, do đất hiếm xúc tiến các phản ứng chuyển hoá hyđrô, độ olefin và chỉ số octan giảm. Trong suốt thập niên 80, hàm lượng đất hiếm có phần giảm, vì vậy các công nghệ khác được phát triển để bù lại những mất mát về độ bền và hoạt tính xúc tác.

Kích thước lỗ của zeolite (0.8 nm) quá nhỏ đối với các phân tử trung bình của nguyên liệu, vì vậy phản ứng tiền cracking là cần thiết. Nền hoạt tính được ứng dụng để tạo cho xúc tác một kích thước lỗ và độ phân phối hoạt tính thích hợp, cũng như giúp cho các phân tử nguyên liệu dễ dàng thâm nhập vào các tâm hoạt tính cao của zeolite. Các nền hoạt tính này cũng bảo vệ zeolite từ các chất gây ngộ độc xúc tác, như V và Na. Kích thước lỗ và độ phân phối hoạt tính của xúc tác phải thích hợp với chất lượng nguyên liệu và sản lượng sản phẩm yêu cầu.

xxxvi

Kaolin được sử dụng như một chất lọc và không trực tiếp góp phần vào hoạt tính xúc tác. Chất nối tạo cho xúc tác một độ bền đạt yêu cầu. Xúc tác FCC dạng phun khô ngày nay bao gồm các hạt dạng cầu siêu nhỏ có các tính chất giả sôi và chống cọ mòn cao.

Kích thước hạt trung bình vào khoảng 70 micron đối với xúc tác sạch và hơi cao hơn đối với xúc tác cân bằng (E-cat) phụ thuộc vào hiệu quả làm việc của các xyclon trong tháp phản ứng và tháp tái sinh.

Khả năng làm việc của xúc tác FCC là kết quả của nồng độ và hoạt tính xúc tác của các chất thành phần cũng như khả năng các hạt nguyên liệu thâm nhập vào các lỗ xúc tác. Hoạt tính xúc tác được quyết định bởi loại zeolite, nồng độ đất hiếm, loại nền hoạt tính và độ bền của các cấu tử hoạt tính.

Khả năng thâm nhập không chỉ phụ thuộc vào nền hoạt tính và zeolite mà còn phụ thuộc vào các cấu tử không hoạt tính trong xúc tác.

A. Xúc tác sạch

Xem chương 4.1, “Các tiêu chuẩn kỹ thuật của xúc tác”

B. Xúc tác cân bằng

Xúc tác cân bằng (E-cat) được lấy ra từ phân xưởng FCC có thể được tái sử dụng hoặc huỷ bỏ ở dạng xúc tác đã sử dụng.

a) Xúc tác cân bằng có thể tái sử dụng

Xúc tác cân bằng chất lượng tốt có thể được tái sử dụng trong phân xưởng FCC làm xúc tác khởi động để giảm mất mát hoặc làm xúc tác flushing. Nói chung, xúc tác này được đặc trưng bởi:

Yêu cầu xúc tác không hoạt hoá Tổng hàm lượng kim loại (Ni + V) 3000 và nhiều nhất là 5000 ppm. Độ hoạt tính trên 67 wt % MAT. Kích thước hạt trung bình vào khoảng 70 micron. Hàm lượng hạt dưới 40 micron: trên 10% Diện tích bề mặt: trên 125 m2/g. CRC: dưới 0.1 % khối lượng Hàm lượng đất hiếm: dưới 1% khối lượng.

Giá trị của xúc tác cân bằng được tái sử dụng phụ thuộc vào nhu cầu thị trường.

Trước khi khởi động ít nhất sáu tháng, kết quả phân tích mẫu xúc tác cân bằng FCC được gửi đến AXENS để chấp thuận trước khi mua.

xxxvii

b) Huỷ bỏ xúc tác cân bằng

Trong trường hợp hàm lượng kim loại (Ni+V) của xúc tác cân bằng vượt quá 15000 ppm, xúc tác cân bằng được xem như xúc tác đã sử dụng và không thể tái sử dụng trong phân xưởng RFCC vận hành với hàm lượng kim loại thấp. Vì vậy xúc tác cân bằng trong trường hợp này cần được huỷ bỏ bằng con đường đảm bảo an toàn môi trường.

c) Hạt mịn của xúc tác FCC

Các hạt mịn của xúc tác FCC thường không thích hợp cho quá trình tái sử dụng trong phân xưởng RFCC và cần được huỷ bỏ như xúc tác đã sử dụng. Tuy nhiên, tính chất của các hạt xúc tác mịn thích hợp làm chất xúc tiến cho khả năng tạo tầng sôi đối với các phân xưởng gặp khó khăn trong việc tuần hoàn xúc tác.

1.4.7.2 Cơ chế xúc tácĐể tính chọn lựa của xúc tác đáp ứng yêu cầu cần có một loại xúc tác thích hợp cùng với các thông số vận hành (chủ yếu là nhiệt độ) quyết định mức độ của các phản ứng khác nhau.

Khả năng làm việc của xúc tác FCC là kết quả của nồng độ và hoạt tính xúc tác của các chất thành phần cũng như khả năng các hạt nguyên liệu thâm nhập vào các lỗ xúc tác. Hoạt tính xúc tác được xác định bằng loại zeolite, nồng độ đất hiếm, loại nền hoạt tính và độ bền của các cấu tử hoạt tính.

Khả năng thâm nhập không chỉ phụ thuộc vào nền hoạt tính và zeolite mà còn phụ thuộc vào các cấu tử không hoạt tính trong xúc tác.

Nền xúc tác phải đáp ứng các tiêu chuẩn sau:

Xúc tiến quá trình phân tán kim loại bên trong cấu trúc xúc tác cũng như quá trình khuếch tán các chất phản ứng vào các tâm hoạt tính,

Có độ bền cơ học cao, Chịu được các quá trình xử lý bằng không khí và hơi nước ở nhiệt độ trên 7500C, Giữ được khả năng làm việc tốt khi bị sốc nhiệt và gặp hơi nước trong quá trình tái

sinh.

Xúc tác sử dụng trong các phân xưởng cracking phân đoạn cặn cần được nung hai lần nhằm tăng cường độ bền nhiệt. Độ phân phối kích cỡ hạt phải được kiểm tra trên xúc tác sạch. Hàm lượng hạt xúc tác từ 0 đến 20 micron cần đủ thấp để giảm thiểu mất mát qua các xyclon. Hệ thống xyclon được thiết kể để giữ lại đủ xúc tác có kích cỡ hạt từ 0-40 micron nhằm duy trì các tính chất giả sôi của xúc tác.

xxxviii

1.4.7.3 Các tạp chất trong xúc tácĐịnh nghĩa

Có ba loại tạp chất khác nhau cần được xem xét: chất ức chế hoặc chất trung hoà hoạt tính, chất gây ngộ độc tạm thời, chất gây ngộ độc vĩnh viễn.

Những ghi chú chung

Danh sách các tạp chất, ảnh hưởng của chúng, nguồn gốc và phương pháp loại bỏ được trình bày ở các trang sau.

Chương này đưa ra một danh sách chưa đấy đủ về các tạp chất thường gặp nhất đối với một loại xúc tác đã cho. Các tạp chất không được liệt kê ở đây, và liên quan đến các nguồn nguyên liệu khác, có thể ảnh hưởng xấu đến khả năng làm việc của xúc tác.

A. Chất ức chế hoặc chất trung hoà hoạt tính

Chất ức chế là những hợp chất mà cùng với các chất phản ứng trên bề mặt xúc tác làm giảm bề mặt hoạt tính của xúc tác. Các chất này được hấp phụ mạnh lên kim loại trong xúc tác và quá trình hấp phụ này là hoàn toàn không thuận nghịch.

Cácbon trên xúc tác là một chất ức chế điển hình

Để theo dõi hiệu quả làm việc của Thiết bị tái sinh trong phân xưởng RFCC cần phải đo hàm lượng cácbon trên xúc tác tái sinh. Cácbon trên xúc tác từ stripper vào lò tái sinh (xúc tác đã sử dụng) cũng có thể được đo nhằm cho phép phân tích trực tiếp thông số delta cốc.

Cácbon được chuyển hoá thành cácbon điôxit được phân tích bằng máy dò hồng ngoại. Ngoài việc đo hàm lượng cácbon trên xúc tác tái sinh (CRC), hàm lượng cácbon có thể được dự tính bởi người vận hành bằng cách so sánh màu của xúc tác cân bằng với màu của mẫu tham khảo.

Hàm lượng cácbon cao không ảnh hưởng đến hoạt tính được đo nhưng làm mất độ hoạt tính hiệu quả của xúc tác đi vào ống phản ứng (thông thường 1-2wt% MAT cho 0.1wt% CRC). Kết quả là độ chuyển hoá và tính chọn lựa có thể thay đổi. Một lượng không khí và/hoặc độ phân phối xúc tác thích hợp làm giảm hàm lượng cácbon trên xúc tác tái sinh. Hiệu quả của quá trình loại bỏ cácbon cũng bắt nguồn từ việc nâng nhiệt độ tầng đặc (dense bed) đối với các phân xưởng vận hành ở chế độ cháy một phần.

B. Chất ngộ độc tạm thời

Chất ngộ độc tạm thời là những tạp chất được hấp phụ mạnh và tích luỹ trên bề mặt hoạt tính của xúc tác. Việc loại bỏ các chất ngộ độc và khôi phục lại hoạt tính xúc tác có thể đạt được chỉ với việc sử dụng các quy trình đặc trưng.

Antimon (Sb)

xxxix

Antimon chỉ có trên xúc tác cân bằng nếu sử dụng chất thụ động hoá antimon để làm giảm hoạt tính của nikel. Khoảng 30-50% giá trị hàm lượng nikel đủ để làm giảm sản lượng hyđrô đến mức có thể chấp nhận được.

Các chất khác

Các kim loại khác cũng có thể ảnh hưởng đến quá trình làm việc của xúc tác. Chẳng hạn như, sắt và đồng có thể làm tăng quá trình tạo hyđrô trong khi đó canxi và magiê có thể ảnh hưởng đến hoạt tính và độ bền xúc tác. Thông thường hàm lượng các kim loại này không đủ lớn để gây nên những ảnh hưởng đáng chú ý.

Xúc tác cân bằng có thể chứa một lượng nhỏ các oxít phi kim như S, P, Cl và các nguyên tố như Li có nguồn gốc từ kaolin hoặc các bẫy kim loại. Lượng còn lại thường là silica.

C. Chất ngộ độc vĩnh viễn

Các chất ngộ độc vĩnh viễn không thể loại bỏ được bằng các quy trình hiện hữu trong nhà máy (thường là quá trình khử cốc bằng hơi nước và không khí). Xúc tác phải được huỷ bỏ và thay thế bằng xúc tác mới. Nikel, vanađi và natri là những chất ngộ độc vĩnh viễn điển hình.

Nikel (Ni)

Nikel đi vào cùng với nguyên liệu và tích tụ lên xúc tác cân bằng. Nikel không biến đổi dưới những điều kiện tái sinh thông thường và có tính chất như một loại xúc tác đề hyđrô hoá. Trong phân xưởng FCC, nikel xúc tiến các phản ứng cracking không chọn lựa, cụ thể là những phản ứng tạo nhiều hyđrô và cốc.

Vanađi (V)

Vanađi đi vào cùng với nguyên liệu và tích tụ lên xúc tác cân bằng. Dưới điều kiện tái sinh, vanađi dịch chuyển, có thể thâm nhập vào xúc tác sạch và phá huỷ cấu trúc của zeolite. Hậu quả là hoạt tính xúc tác và độ chuyển hoá giảm. Đối với các xúc tác thông thường, một quy luật chung là hoạt tính xúc tác giảm 2 điểm cho 1000 ppm vanađi ở điều kiện vận hành và lượng tiêu thụ xúc tác không đổi. Đối với natri, quá trình làm giảm hoạt tính phụ thuộc mạnh vào nhiệt độ cao nhất và áp suất hơi nước trong lò tái sinh.

Bằng việc giới hạn quá trình đốt cốc trong tầng tái sinh thứ nhất và giữ nhiệt độ dưới 7000C trong môi trường thiếu ôxy, quá trình dịch chuyển vanađi trên xúc tác bị ức chế và quá trình phá huỷ zeolite được giới hạn. Dạng phá huỷ của vanađi là dạng ôxy hoá hoàn toàn V2O5 cần nước để hình thành axít vanađit, axít này phá huỷ zeolite và làm giảm hoạt tính xúc tác. Các quá trình ôxy hoá, dịch chuyển vanađi và quá trình hình thành axít có thể được điều khiển ngay cả trong điều kiện có nước/hơi nước nếu không có môi trường ôxy hoá.

xl

Vanađi có mặt trong nguyên liệu và tích tụ trên xúc tác xúc tiến quá trình phá huỷ cấu trúc zeolite và làm giảm diện tích bề mặt hoạt tính ở nhiệt độ tái sinh cao.

Natri (Na)

Một lượng nhỏ natri (thông thường 0.1-0.4 wt%) có mặt trong xúc tác sạch. Natri có thể đi vào cùng với nguyên liệu, đặc biệt là khi xử lý phân đoạn cặn. Trong trường hợp hàm lượng natri trong xúc tác cân bằng cao, chất lượng nguyên liệu phải được kiểm tra. Trong phần lớn các trường hợp, quá trình làm việc không đúng của các thiết bị khử muối hoặc việc xử lý các nguồn nguyên liệu nhập khẩu nhiễm nước biển là những nguyên nhân thường gặp của hàm lượng natri cao.

Natri là chất ngộ độc xúc tác làm trung hoà các tâm axít và phá huỷ zeolite. Khi hàm lượng natri cao, xúc tác nhạy cảm hơn với nhiệt độ cao do quá trình nung nóng tăng và bề mặt xúc tác bị phá huỷ.

Hàm lượng natri trong nguyên liệu cần được giữ ở mức dưới 2 ppm khối lượng.

1.4.8 Quá trình tái sinh xúc tácXúc tác đi ra khỏi stripper thường chứa khoảng 1% khối lượng cốc với tỉ lệ C/H vào khoảng 1. Mục đích chính của quá trình tái sinh là đốt cốc khỏi xúc tác nhằm khôi phục lại hoạt tính xúc tác và duy trì cân bằng nhiệt trong phân xưởng. Lượng nhiệt toả ra trong các phản ứng cháy được chỉ ra trong bảng dưới đây.

Phản ứng Nhiệt toả ra kcal/kg cácbon

H2 + ½ O2 --> H2O 28700

C + O2 -> CO2 7830

C + ½ O2 --> CO 2200

CO + ½ O2 --> CO2 5630

Tổng lượng nhiệt toả ra phụ thuộc chủ yếu vào hàm lượng hyđrô trong cốc, mức độ cháy của CO và sản lượng cốc. Tuỳ thuộc vào điều kiện làm việc của stripper và khả năng stripping của xúc tác, hàm lượng hyđrô trong cốc có thể thay đổi từ 6 đến 8% khối lượng.

Cần chú ý rằng cùng với cácbon và hyđrô cốc còn chứa lưu huỳnh và nitơ. Hai tạp chất này có nguồn gốc từ các hợp chất lưu huỳnh và nitơ trong nguyên liệu, các hợp chất này kết hợp cùng với cốc trong quá trình cracking. Trong quá trình cháy trong lò tái sinh, lưu huỳnh và nitơ tạo ra các oxít lưu huỳnh (SO2 và SO3), amôniắc (NH3) và các oxít nitơ (NOx) với những lượng thay đổi tuỳ theo điều kiện vận hành của lò tái sinh. Tất cả những hợp chất này có mặt trong khói thải từ lò tái sinh, là những chất gây ô nhiễm môi trường và lượng thải ra cho phép được quy định bởi luật pháp.

xli

Trong công nghệ R2R, quá trình tái sinh xúc tác được thực hiện trong hai lò tái sinh độc lập. Mục đích chính là:

Xử lý xúc tác có hàm lượng cốc cao không gặp phải những rào cản về xúc tác hoặc những rào cản về luyện kim.

Tái sinh xúc tác bằng phương pháp loại cốc hoàn hảo (< 0.05 % khối lượng) Ưu tiên quá trình hình thành CO so với CO2 nhằm giảm thiểu nhiệt đốt cốc. Lượng

nhiệt toả ra từ quá trình đốt CO thành CO2 bằng khoảng 2.5 lần lượng nhiệt toả ra từ quá trình đốt cácbon thành CO.

Cho phép nhiệt độ tái sinh tự do dao động và cần bằng với lượng cốc tương ứng bám trên bề mặt xúc tác đã sử dụng.

Giảm thiểu quá trình làm giảm hoạt tính xúc tác bởi vanađi bằng việc ngăn ngừa axít vanađit phá huỷ cấu trúc zeolite có trong xúc tác.

Đạt được xúc tác nóng trong thời gian tiếp xúc ngắn nhằm thúc đẩy quá trình truyền nhiệt đến nguyên liệu bằng phương pháp bức xạ. Điều này đặc biệt có lợi trong điều kiện vận hành với độ chuyển hoá cao.

Trong tầng tái sinh thứ nhất, quá trình tạo CO được ưu tiên nhằm giới hạn lượng nhiệt toả ra và loại bỏ nhiệt từ quá trình vào khói thải.

Việc tăng cường quá trình đốt CO không chỉ tạo ra nhiệt nháy cao mà còn làm tăng lượng không khí tiêu thụ trên một tấn cốc.

xlii

2 Mô tả phân xưởng

2.1 Cụm phản ứng – tái sinh – bảo quản xúc tác – xử lý khói thảiQúa trình R2R là quá trình cracking xúc tác tầng sôi tích hợp hệ thống tái sinh hai tầng, hệ thống bơm nguyên liệu đặc biệt và hệ thống tách xúc tác độc quyền. Quá trình đã được kiểm nghiệm bằng thực tế này loại bỏ hoặc làm giảm đáng kể những rào cản của các phân xưởng FCC trước đây và mang lại độ linh động tối đa để chuyển hoá các phân đoạn cặn và hỗn hợp của gasoil và cặn chân không. Phân xưởng công nghệ bao gồm hệ thống bơm nguyên liệu, ống phản ứng, hệ thống phân tách tại đầu ra của ống phản ứng, stripper, lò tái sinh tầng một, lò tái sinh tầng hai, ống rút xúc tác, các đường vận chuyển xúc tác và các hệ thống điều khiển.

Sau đây là phần mô tả toàn bộ công nghệ trong quá trình R2R.

2.1.1 Hệ phản ứng

2.1.1.1 Tổng quátHỗn hợp nguyên liệu được bơm vào đáy ống phản ứng D-1501 và được chia thành các dòng bằng nhau, FIC-003A-F, vào sáu vòi phun nguyên liệu I-1501A-F. Nguyên liệu đã gia nhiệt được nguyên tử hoá thành những hạt nhỏ và trộn với hơi nước phân tán tại các vòi phun nguyên liệu I-1501A-F và được phun vào ống phản ứng D-1501. Các hạt nguyên liệu tiếp xúc với xúc tác nóng ngược chiều và hoá hơi nhanh chóng. Dòng nguyên liệu hoá hơi trộn đều với các hạt xúc tác và bẽ gãy thành các sản phẩm nhẹ và có giá trị hơn cùng với slurry oil, cốc và khí. Dòng hơi sản phẩm đi lên dọc theo ống phản ứng và mang theo xúc tác. Thời gian lưu trong ống phản ứng vào khoảng 2 giây ở điều kiện thiết kế. Hệ thống bơm nguyên liệu được thiết kế một cách đặc biệt đảm bảo cho các phản ứng xảy ra một cách hiệu quả nhằm giảm thiểu việc tạo thành cốc, khí và slurry oil.

2.1.2.2 Vùng bơm nguyên liệuDòng nguyên liệu được gia nhiệt trước khi vào hệ thống phản ứng. Nhiệt độ nguyên liệu cùng với nhiệt độ xúc tác tái sinh được điều khiển để tạo ra một tỉ lệ xúc tác/dầu tối ưu. Việc bơm chất thụ động hoá kim loại vào nguyên liệu trước các vòi phun nguyên liệu nhằm ức chế các ảnh hưởng của nikel lên xúc tác. Công việc này chỉ cần thiết trong trường hợp xử lý dầu hỗn hợp. Các van shutdown sẽ cắt dòng nguyên liệu đến ống phản ứng và chuyển nguyên liệu về bình chứa nguyên liệu D-1513 trong các trường hợp khẩn cấp. Các thiết bị điều khiển dòng FIC-003A-F điều chỉnh dòng vào sáu vòi phun nguyên liệu. Nguyên liệu phải được phân chia đều giữa các vòi phun và được theo dõi bằng các

xliii

thiết bị hiển thị dòng. Áp suất PG-003A-F trên mỗi vòi phun được theo dõi như là một việc kiểm chứng dòng và biểu thị trạng thái của các vòi phun.

Tuỳ vào từng trường hợp vận hành, các dòng hồi lưu khác nhau được sử dụng cùng với nguyên liệu.

Trong trường hợp xử lý dầu hỗn hợp ở mốt MG, dòng xăng nặng hồi lưu được sử dụng để điều chỉnh độ nhớt của nguyên liệu và xúc tiến quá trình nguyên tử hoá nguyên liệu. Một hiệu quả phụ là làm giảm áp suất riêng phần của dầu nặng nhằm giúp quá trình hoá hơi được tốt hơn.

Trong mốt vận hành MD, dòng hồi lưu HCO được sử dụng nhằm làm tăng độ chuyển hoá phân đoạn nặng (HCO và phân đoạn nặng hơn).

Hơi phân tán được cấp cho từng vòi phun nguyên liệu nhằm xúc tiến quá trình nguyên tử hoá và hoá hơi nguyên liệu. Lưu lượng hơi vào từng vòi phun được điều chỉnh bằng các thiết bị điều khiển dòng FIC-005A-F.

Phía dưới điểm phun nguyên liệu, hơi ổn định (stabilization steam) được phun vào ống phản ứng thông qua bốn vòi phun I-1503A-D nhằm tạo ra một dòng xúc tác đồng thể tại điểm phun nguyên liệu. Lưu lượng hơi vào mỗi vòi phun được điều chỉnh bằng các thiết bị điều khiển dòng FIC-007A-D.

Các vòi phun MTC (Mix Temperature Control) được đặt trên vùng phun nguyên liệu để phun dòng xăng nặng của FCC. MTC đóng vai trò rất quan trọng trong việc điều khiển cân bằng nhiệt và hoá hơi nguyên liệu nặng. Mục đích chính là để đạt được nhiệt độ cao hơn tại vùng trộn nguyên liệu.

Giống như các vòi phun nguyên liệu, lưu lượng MTC và hơi phân tán vào các vòi phun được điều chỉnh bằng các thiết bị điều dòng (FIC-010A-D, FIC-011A-D).

Trong trường hợp ngừng khẩn cấp, các van điều khiển dòng hơi vào các vòi phun tự động mở để rửa sạch dầu và xúc tác khỏi ống phản ứng.

2.1.1.3 Ống phản ứng/Lò phản ứngNhiệt tăng nhiệt độ nguyên liệu (sensible heat), nhiệt hoá hơi và nhiệt phản ứng cần thiết cho nguyên liệu được cung cấp bởi xúc tác tái sinh nóng. Nhiệt độ đầu ra của ống phản ứng được điều khiển bằng lượng xúc tác tái sinh vào ống phản ứng qua van trượt xúc tác tái sinh. Ở phần Y tại đáy của ống phản ứng, hơi được phun vào thông qua vòng hơi nhằm giữ cho xúc tác ở trạng thái giả sôi trong suốt thời gian làm việc.

Các phản ứng cracking xảy ra trong thời gian lưu 2 giây trong ống phản ứng khi hỗn hợp phản ứng đi lên dọc theo ống phản ứng đến hệ thống phân tách đầu ra của ống phản ứng (ROSS).

xliv

Xúc tác nhanh chóng được tách ra từ hỗn hợp hyđrôcácbon/hơi nước tại ROSS nằm ở đỉnh ống phản ứng. Quá trình phân tách này cần thiết nhằm ngăn chặn các phản ứng không mong muốn tạo ra khí từ xăng. Hệ thống này làm giảm đáng kể thời gian tiếp xúc giữa xúc tác và hyđrôcácbon sau ống phản ứng. Sau khi ra khỏi ROSS, dòng hơi đi qua các xyclon một tầng có hiệu suất cao để hoàn thành quá trình tách xúc tác ra khỏi hơi, vì vậy giảm thiếu lượng xúc tác mất đi do cuốn vào sản phẩm. Hơi sản phẩm từ lò phản ứng chứa một lượng nhỏ các chất trơ, xúc tác và hơi nước, đi vào vùng nạp liệu của tháp chưng chất chính T-1501. Một lượng nhỏ xúc tác trong hơi sản phẩm đi vào dòng slurry ở đáy tháp.

Áp suất lò phản ứng dao động theo áp suất tháp chưng chất chính và áp suất này không được điều khiển trực tiếp từ cụm phản ứng. Một thiết bị điều áp trên bình hồi lưu ở đỉnh tháp chưng cất chính D-1514 cho chép đạt được một áp suất vận hành ổn định trong hệ phản ứng.

ROSS và các xyclon CY-1501A-F tách hơi sản phẩm khỏi xúc tác đã sử dụng và đưa xúc tác về tầng stripper. Chân các xycon được trang bị bằng các van trickle nhằm ngăn ngừa dòng khí ngược đi vào chân xyclon. ROSS được trang bị bằng các chân gắn trên buồng pre-stripping. Các chân này nhúng vào trong tầng xúc tác của stripper nhằm ngăn chặn dòng hơi ngược.

2.1.1.4 StripperXúc tác ra khỏi ROSS được tiền strip bằng hơi nước từ vòng hơi đặt ngay ở đầu ra của chân xyclon. Đây là một đặc tính quan trọng nhằm làm giảm sản lượng cốc. Xúc tác tiếp tục được strip bằng hơi nước từ vòng hơi chính khi xúc tác đi xuống stripper D-1501. Hai vòng hơi phụ (vòng trên và vòng dưới) cũng được trang bị cùng với vòng hơi chính. Vòng trên thực hiện giai đoạn hai của quá trình tiền stripping trước khi xúc tác đi vào stripper. Vòng dưới nằm ở đáy stripper để đạt được quá trình giả sôi ổn định tại đầu vào của ống vận chuyển xúc tác. Tổng lượng hơi nước được thiết kế để cung cấp khoảng 6 kg hơi trên một tấn xúc tác tuần hoàn. Quá trình tiếp xúc giữa xúc tác và hơi nước được xúc tiến bằng sự có mặt của packing tầng sôi cho phép xúc tác và hơi đi qua theo dòng ngược nhau. Quá trình tiếp xúc hiệu quả cao loại bỏ các hyđrôcácbon dễ bay hơi có trên và trong các hạt xúc tác trước khi xúc tác đi vào tầng tái sinh thứ nhất D-1502. Phần cốc còn lại trên xúc tác được đốt trong các lò tái sinh. Xúc tác được thổi bằng không khí trong ống dẫn xúc tác đã sử dụng để đạt được tỉ trọng cần thiết nhằm duy trì áp ổn định.

2.1.1.5 Quá trình vận chuyển của xúc tác đã sử dụngXúc tác đã sử dụng sau khi được strip chảy xuống ống xúc tác đã sử dụng và đi qua van trượt xúc tác đã sử dụng SV-1502. Quá trình thổi bằng khí nhiên liệu (hoặc nitơ) được thêm vào ống dẫn xúc tác ở những điểm khác nhau nhằm duy trì tỉ trọng cần thiết và các

xlv

tính chất giả sôi của xúc tác đã sử dụng. Van trượt xúc tác đã sử dụng SV-1502 điều khiển mức trong stripper D-1501 bằng việc điều chỉnh lượng xúc tác đã sử dụng ra khỏi stripper. Xúc tác đã sử dụng đi vào tầng tái sinh thứ nhát D-1502 thông qua thiết bị phân phối nhằm đảm bảo cho xúc tác bị bám cốc được phân tán đều trên tầng tái sinh.

2.1.2 Hệ thống tái sinh

2.1.2.1 Tổng quátTầng tái sinh thứ nhất D-1502 đốt 50-80% cốc và phần còn lại được đốt trong tầng tái sinh thứ hai D-1503. Quá trình tái sinh hai giai đoạn này bổ sung tính linh động đáng kể cho quá trình nhờ nhiệt tiềm ẩn được loại bỏ trong tầng tái sinh thứ nhất ở dạng CO. Khi xử lý các dòng nguyên liệu nặng, nhu cầu loại bỏ nhiệt cao hơn, lượng cốc được đốt trong tầng tái sinh thứ nhất tăng, vì thế làm giảm nhiệt độ của xúc tác tái sinh. Khi xử lý các dòng nguyên liệu nhẹ, lượng cốc được đốt trong tầng tái sinh thứ nhất D-1502 giảm, vì thế tăng nhiệt độ xúc tác tái sinh. Lượng cốc được đốt trong tầng tái sinh thứ nhất có thể thay đổi bằng việc điều chỉnh lưu lượng không khí để đạt được độ linh động trong quá trình vận hành phân xưởng đối với các dòng nguyên liệu khác nhau.

Nhiệt cháy toả ra từ quá trình đốt cốc được chuyển sang xúc tác, nhiệt này sau đó được cung cấp cho lò phản ứng D-1501. Quá trình cân bằng nhiệt của phân xưởng linh động hơn nhiều so với các hệ thống tái sinh một tầng do năng lượng tiềm ẩn ở dạng CO từ tầng tái sinh thứ nhất D-1502 có thể được điều chỉnh trong khi quá trình tái sinh cuối cùng được thực hiện ở tầng tái sinh thứ hai.

2.1.2.2 Quạt gió và lò gia nhiệt không khíKhông khí cần cho quá trình đốt cốc được cung cấp bởi quạt gió C-1501 dẫn động bằng tuốc bin hơi. Lượng hơi nước được điều chỉnh tuỳ theo lưu lượng không khí hoặc tốc độ quạt gió.

Không khí được đưa vào quạt gió C-1501 thông qua bộ lọc và thiết bị giảm thanh F-1501. Không khí từ quạt gió được phân bổ đến hệ thống cung cấp khí cho các vòng khí của tầng tái sinh thứ nhất, vòng khí tầng tái sinh thứ hai, khí nâng và vòng khí trong ống rút xúc tác. Van một chiều nằm trên đầu ra của quạt gió ngăn chặn dòng xúc tác ngược trong trường hợp ngừng quạt gió. Quá trình surging của quạt gió được ngăn chặn bằng hệ thống chống surge đặc biệt.

Không khí đến mỗi tầng tái sinh được điều chỉnh theo lưu lượng. Lưu lượng không khí thấp ở một trong hai tầng tái sinh (FXA-170/171) sẽ gây ra tình trạng ngừng khẩn cấp trong trường hợp sự cố quạt gió. Không khí vào tầng tái sinh thứ nhất D-1502 được phân chia vào hai vòng. Vòng ngoài và vòng trong được thiết kế để tiếp nhận tương ứng 70% và 30% lượng không khí vào tầng tái sinh thứ nhất D-1502.

xlvi

Các lò gia nhiệt không khí (H-1501/H-1502) nằm trên đường dẫn không khí vào các vòng không khí của tầng tái sinh thứ nhất và vòng không khí của tầng tái sinh thứ hai. Các lò gia nhiệt không khí được sử dụng trong quá trình khởi động để gia nhiệt thiết bị bao gồm cả quá trình làm khô lớp cách nhiệt. Hệ thống điều khiển được lắp đặt để phòng ngừa tình trạng quá nhiệt của thiết bị trong quá trình vận hành lò gia nhiệt không khí và hệ thống đầu dò lửa được lắp đặt nhằm ngăn ngừa các điều kiện không an toàn trong quá trình vận hành đầu đốt.

2.1.2.3 Thiết bị tái sinh thứ nhấtXúc tác đã sử dụng chứa khoảng 1-1.5% khối lượng cốc từ hệ thống phân phối xúc tác đã sử dụng được phân phối đều lên tầng tái sinh thứ nhất D-1502. Một phần cốc được đốt cháy bằng không khí từ các vòng không khí. Lò tái sinh này vận hành theo chế độ dòng ngược (không khí từ dưới lên và xúc tác đã sử dụng từ trên xuống) giúp cho xúc tác khỏi bị quá nhiệt. Điều kiện tái sinh được giữ ở mức ôn hoà nhằm giới hạn quá trình làm giảm hoạt tính xúc tác vì nhiệt. Tổng lượng không khí vào lò tái sinh thứ nhất được điều khiển để giới hạn nhiệt độ ở tầng tái sinh thứ nhất cao nhất là 730oC.

Xúc tác tái sinh một phần đi xuống thông qua tầng tái sinh thứ nhất đến điểm vào của khí nâng. Quá trình thổi không khí tại khu vực này được thực hiện nhằm đảm bảo cho dòng xúc tác trong ống nâng được trơn tru. Van nút điều chỉnh lưu lượng xúc tác đi vào ống nâng và được điều khiển bằng mức LIC-004 trong tầng tái sinh thứ nhất D-1502. Không khí vào ống nâng thông qua trục van nút được điều chỉnh bằng lưu lượng đủ để nâng xúc tác ở dạng loãng lên tầng tái sinh thứ hai D-1503. Các điểm nối dòng không khí khẩn cấp được lắp đặt để làm sạch ống nâng trong trường hợp bị tắt nghẽn.

Các xyclon hai tầng (CY-1502A-F/CY-1503A-F) tách xúc tác khỏi dòng khói thải đi ra từ tầng tái sinh thứ nhất D-1502. Tại đầu ra của lò tái sinh, áp suất khói thải được giảm xuống thông qua van trượt hai đĩa SV-1503 điều chỉnh áp suất của lò tái sinh. Quá trình đốt CO trong khỏi thái sau đó được thực hiện trong lò đốt CO H-1503. Quá trình rút xúc tác liên tục rất cần thiết nhằm duy trì lượng xúc tác trong khoảng vận hành bình thường.

Dầu đốt được sử dụng để gia nhiệt cho hệ thống đến nhiệt độ vận hành trong quá trình khởi động. Dầu và hơi nước được điều chỉnh bằng lưu lượng (FIC-069/077A-C) và đi vào các vòi phun SPR-1501A-C. Tại đây dầu và hơi nước được phun vào lớp xúc tác đã được gia nhiệt bằng không khí.

2.1.2.4 Thiết bị tái sinh thứ hai Xúc tác đã được tái sinh một phần ở thiết bị tái sinh thứ nhất sẽ tiếp tục theo ống nâng vào thiết bị tái sinh thứ hai D-1503 ở bên dưới air ring. Bộ phận phân phối ở đầu ống nâng phân phối xúc tác và không khí một cách hiệu quả từ ống nâng. Sau đó xúc tác sẽ tiếp tục được tái sinh hoàn toàn tới dưới 0.05% cacbon ở điều kiện khắc nghiệt hơn so với

xlvii

điều kiện trong thiết bị tái sinh thứ nhất D-1502. Rất ít CO được tạo ra trong tầng tái sinh thứ hai và oxy dư được khống chế bởi bộ điều khiển lưu lượng không khí vào thiết bị tái sinh thứ hai, FIC-164, sao cho quá trình cháy được hoàn toàn và hiệu quả. Do phần lớn hydro trong cốc đã được loại bỏ trong tầng tái sinh thứ nhất, nên rất ít hơi nước được tạo ra trong tầng tái sinh thứ hai. Điều này sẽ hạn chế sự khử hoạt tính thủy nhiệt của xúc tác khi phản ứng cháy xảy ra ở các nhiệt độ cao.

Các cyclon CY-1504A-D nằm bên ngoài thiết bị tái sinh và được lót lớp chịu nhiệt được sử dụng để tách xúc tác bị cuốn theo flue gas. Thiết kế này cho phép mở rộng khoảng nhiệt độ vận hành của tầng tái sinh thứ hai đặc biệt trong điều kiện xử lý nguyên liệu là cặn nặng. Các dip legs của cyclon nằm bên ngoài thiết bị tái sinh thứ hai. Xúc tác được thu hồi trong cyclon sẽ quay trở lại thiết bị tái sinh ở phía dưới mức xúc tác khi vận hành bình thường thông qua diplegs. Khí aeration được cung cấp tới các diplegs nhằm tạo dòng chảy trơn tru của xúc tác giả sôi. Đầu ra của diplegs được lắp flapper (trickle) valve để chống xúc tác và khí đi ngược vào trong cyclon.

Áp suất của thiết bị tái sinh thứ hai được điều khiển bởi double disc slide valve SV-1504, thông qua bộ điều khiển chênh lệnh áp suất PDIC-172 giữa thiết bị tái sinh thứ nhất và thiết bị tái sinh thứ hai.

2.1.2.5 Vận chuyển xúc tác đã tái sinh Xúc tác nóng đã tái sinh chảy từ thiết bị tái sinh thứ hai D-1503 vào withdrawal well. Trong withdrawal well một lớp xúc tác ổn định được thiết lập có tỉ trọng thích hợp bằng cách điều khiển lưu lượng fluidizing air đi vào vòng khí trong withdrawal well. Dòng xúc tác ổn định và trơn tru đi xuống ống standpipe dẫn xúc tác đã tái sinh được duy trì bằng cách phun aeration air suốt dọc ống standpipe. Do áp suất thủy tĩnh tăng dần khi đi xuống phía dưới ống standpipe và xúc tác giả sôi bị nén lại, các điểm aeration này sẽ được sử dụng để thay thế thể tích khí bị" mất", nhờ đó đảm bảo tính liên tục của dòng xúc tác giả sôi.

Ở đáy của ống dẫn xúc tác tái sinh RSV sẽ điều khiển lưu lượng dòng xúc tác nóng. Nhiệt độ ra khỏi riser sẽ thiết lập vị trí của RSV và điều khiển lưu lượng dòng xúc tác. Hơi nước ở đáy Riser và các điểm tạo trạng thái sôi (fluidization points) tại wye section sẽ đảm bảo cho dòng xúc tác tới điểm phun nguyên liệu là ổn định và trơn tru tạo điều kiện cho hệ thống phun nguyên liệu hoạt động tối ưu nhất.

2.1.2.6 Hệ thống tồn chứa và vận chuyển xúc tác. Hệ thống tồn chứa và vận chuyển xúc tác gồm các hoppers chứa xúc tác mới và xúc tác đã sử dụng, các thiết bị nạp xúc tác và thiết bị tháo liên tục xúc tác cân bằng.

xlviii

Ba hoppers được lắp đặt là: D-1505 chứa xúc tác mới, D-1506 chứa xúc tác đã qua sử dụng và D-1507 chứa xúc tác hỗn hợp. D-1507 chứa xúc tác hỗn hợp cung cấp khả năng linh hoạt trong khi vận hành ở các lựa chọn khác nhau sau:

- Chứa các xúc tác cân bằng được nhập vào hệ thống để tái sử dụng như là một phần của xúc tác bổ sung.

- Chứa lượng dư xúc tác đã qua sử dụng.- Chứa lượng dự trữ xúc tác mới sẵn sàn cho make-up.

Các hoppers chứa xúc tác đã qua sử dụng và xúc tác mới được xác định kích thước đủ để chứa được toàn bộ lượng xúc tác của phân xưởng. Mỗi hopper được cung cấp một cyclon và hệ thống sục khí ở đáy hình côn để trợ giúp cho quá tình tuần hoàn xúc tác tới các đường ống vận chuyển xúc tác.

a, Nạp và rút xúc tác khỏi hopper.

Xúc tác mới và xúc tác cân bằng được vận chuyển bằng xe tải. Xúc tác mới sẽ được nạp vào hopper chứa xúc tác mới D-1505. Xúc tác cân bằng được nạp vào hopper chứa xúc tác đã qua sử dụng. Quá trình nạp xúc tác được thực hiện sử dụng máy nén trên xe chở xúc tác hoặc ejector sử dụng hơi nước EJ-1501 để giảm áp suất của hopper.

Xúc tác đã sử dụng được tháo khỏi hopper chứa xúc tác đã sử dụng D-1506 vào các túi mềm bằng cách tăng áp suất hopper bằng dòng plant air.

b, Nạp và tháo xúc tác khỏi phân xưởng.

Trước khi start-up, xúc tác cân bằng được nạp vào hopper D-1506 dùng để chứa xúc tác đã qua sử dụng trong khi vận hành như được mô tả ở trên. Khi phân xưởng đã được warm-up xúc tác sẽ được nạp vào tầng tái sinh thứ nhất D-1502. Hopper này sẽ được tăng áp bằng plant air. Không khí từ blower C-1501 được sử dụng như là lưu chất để vận chuyển xúc tác.

Sau khi shutdown, xúc tác đã qua sử dụng được tháo khỏi phân xưởng vào hopper chứa xúc tác đã qua sử dụng bằng cách giảm áp suất trong hopper sử dụng steam ejector EJ-1501. Hỗn hợp xúc tác và không khí không nên vượt quá 400°C khi đưa vào D-1506.

c, Bổ sung và rút xúc tác.

Trong suốt quá trình vận hành, xúc tác mới sẽ được tự động nạp vào phân xưởng ở tốc độ mong muốn sử dụng feeder nạp xúc tác (X-1502 or X-1503). Có thể điều chỉnh được khối lượng của mẻ xúc tác và tần suất nạp xúc tác.

Lượng xúc tác nạp vào luôn cao hơn lượng xúc tác tổn thất khỏi phân xưởng. Xúc tác phải được rút ra để giữ cho tổng lượng xúc tác trong phân xưởng là không đổi. Hoạt động này được thực hiện bằng hệ thống rút xúc tác X-1501 lắp đặt trên thiết bị tái sinh thứ nhất

xlix

D-1502. Xúc tác nóng được rút ra, được làm mát thông qua finned tube và được đưa vào hopper chứa xúc tác đã sử dụng D-1506 ở nhiệt độ dưới 400°C.

2.2 Những nét đặc trưng của công nghệ. Công nghệ R2R có nhiều đặc tính thiết kế để đạt được tính linh hoạt trong việc vận hành trên một phạm vi rộng của nguyên liệu. Công nghệ này được đánh giá là sẽ cung cấp sản lượng cao của xăng và các sản phẩm distilate trong khi giảm thiểu sự tạo thành cốc và khí. Các đặc tính chẳng hạn như tái sinh hai cấp, hệ thống phun nguyên liệu, hệ thống tách tại đầu ra của riser, quá trình sục khí aeration và fluidization... được mô tả sau đây.

2.2.1 Thiết kế cold wall :AXENS chọn sử dụng thiết kế này cho các thiết bị và các đường ống chính. Trong thiết kế này các thiết bị và đường ống sẽ được lót một lớp chịu nhiệt bên trong có khả năng cách nhiệt một cách hiệu quả nhờ đó nhiệt độ làm việc của kim loại thường nằm giữa 150 và 200°C trong điều kiện nhiệt độ môi trường không khí cao và không có gió. Điều này có ưu điểm:

Bằng cách thay đổi vật liệu chịu nhiệt và độ dày, có thể giữ nhiệt độ làm việc của kim loại trong khoảng chỉ định.

Thiết bị tái sinh thứ hai và các cyclon bên ngoài của nó có nguy cơ làm việc ở nhiệt độ cao. Tuy nhiên trong thực tế, chỉ lớp chịu nhiệt là bị tiếp xúc với nhiệt độ cao này và nhiệt độ làm việc của lớp chịu nhiệt (khoảng 1250°C) là cao hơn nhiều nhiệt độ thiết kế lớn nhất của quá trình (khoảng 900°C). Nhiệt độ thiết kế này bị giới hạn bởi tính ổn định của xúc tác.

Sự giãn nở nhiệt được hạn chế. Có thể giới hạn việc sử dụng các expansion joints xuống chỉ còn một vị trí nằm trên đường vận chuyển xúc tác đã qua sử dụng và một vị trí khác nhỏ hơn ở điểm nối giữa hai thiết bị tái sinh.

Thép các bon thông thường có thể được sử dụng cho tất cả các thiết bị và các đường ống chính, giảm đáng kể giá cả và các trở ngại khi bảo dưỡng.

Sự tạo cốc trong đường ống vận chuyển tới tháp tách chính được giảm thiểu do làm việc ở vận tốc cao hơn, nhiệt độ bên trong cao hơn, với chiều dài đặt ống ngắn hơn và ít điểm có nhiệt độ thấp hơn.

2.2.2 Hệ thống phun nguyên liệuNguyên lý của hệ thống phun nguyên liệu là phân tán nguyên liệu thành các hạt rất nhỏ với diện tích bề mặt lớn nhờ đó đạt được quá trình truyền nhiệt nhanh với xúc tác nóng đã tái sinh. Quá trình bay hơi của nguyên liệu sau đó nhanh chóng được xúc tiến. Điều này tăng cường các phản ứng cracking ở pha hơi và giảm thiểu các phản ứng cracking ở pha lỏng. Trong quá trình cracking xúc tác, phản ứng xảy ra trong pha hơi, do đó việc tối đa

l

hóa quá trình bay hơi trong thời gian ngắn nhất có thể đóng vai trò hết sức quan trọng. Một hạt dầu lớn sẽ ở lại trong pha lỏng lâu hơn và có thể bao quanh hạt xúc tác làm giảm bề mặt hoạt tính của nó. Quá trình bay hơi chậm của nguyên liệu xúc tiến cho việc tạo thành cốc, khí và slurry oil.

Lượng năng lượng tối ưu được dùng trong các vòi phun để phân tán nguyên liệu thành các hạt sương vô cùng nhỏ và để đưa chúng vào trong riser với năng lượng đáng kể nhằm tạo thuận lợi cho việc bao phủ lớn nhất trong riser và cho quá trình hòa trộn giữa xúc tác và các hạt sương nguyên liệu được tốt nhất. Quá trình phun vào dòng xúc tác tương đối đặc là yếu tố sống còn cho sự tiếp xúc, hòa trộn, truyền nhiệt nhanh và bay hơi nguyên liệu được hiệu quả.

Các vòi phun nguyên liệu kiểu "impact" được sử dụng. Quá trình phân tán nguyên liệu xảy ra trong các vòi phun nguyên liệu qua nhiều bước. Oil inlet orifice hướng một tia dầu có vận tốc cao vào target bolt. Hơi nước đi vào vòi phun ở tốc độ cao và cắt các hạt sương dầu đã được tạo thành trên target bolt. Dầu sau đó được kéo thành từng sợi mảnh và được tiếp tục phân tán khi di chuyển suốt dọc thân của vòi phun và được định hình rẽ quạt tại đầu vòi phun. Lưu lượng hơi nước tối ưu cho quá trình phân tán và mức độ giảm áp suất của nguyên liệu để đạt được quá trình phân tán tối ưu phụ thuộc vào loại nguyên liệu như trong bảng dưới đây:

Feed type Steam, wt% of feed Feed Oil pressure drop, bar

Gas Oil 2 to 4 4 to 6

Resid 4 to 6 6 to 10

Việc trộn lẫn tốt giữa các hạt dầu và xúc tác nóng cho phép đạt tốc độ truyền nhiệt rất cao từ các hạt xúc tác nóng sang các hạt sương nguyên liệu cực kỳ nhỏ. Điều này xúc tiến cho quá trình bay hơi nhanh của các cấu tử có điểm sôi thấp trong nguyên liệu (dưới 540° C). Quan trọng hơn nữa (và cũng do tốc độ truyền nhiệt được tăng lên khá lớn), các cấu tử nguyên liệu nặng hơn nhanh chóng trải qua quá trình cracking ở trong pha lỏng trước khi các phản ứng tạo cốc không mong muốn có thể xảy ra. Bước này phải đủ nhanh để giảm sự tạo cốc và khí. Các phân tử đã bị bẻ gãy nhỏ hơn cũng như các cấu tử nguyên liệu có nhiệt độ sôi thấp hơn tiếp tục thực hiện các phản ứng cracking xúc tác chọn lọc hơn trong pha hơi, như vẫn thường thấy trong quá trình cracking xúc tác tầng sôi truyền thống đối với nguyên liệu là gasoil.

Ngoài quá trình phân tán nguyên liệu thành các hạt mịn, sự thâm nhập của tia dầu vào trong riser mà không làm chạm vào tường của Riser và sự bao phủ rộng mặt cắt ngang của riser là các thông số thiết kế then chốt của vòi phun. Nguyên liệu được phân phối tốt,

li

bay hơi nhanh giúp tăng tốc hỗn hợp phản ứng tới vận tốc cuối của nó một cách thuận lợi. Hiện tượng vận tốc không đồng nhất trong khối xúc tác và sự trộn ngược sẽ xúc tiến các phản ứng phụ không mong muốn. Trong trường hợp này, một số hơi nguyên liệu tiếp xúc quá nhiều với xúc tác và một số khác lại quá ít. Hệ thống phun nguyên liệu năng lượng cao cho phép xúc tác tăng tốc đồng đều hơn và nhanh hơn khi di chuyển lên phía trên Riser và tỉ trọng của xúc tác đồng đều hơn trên mặt cắt ngang của riser.

Các vòi phun nguyên liệu có độ tin cậy và tuổi thọ cao do các bộ phận chính, có nguy cơ chịu tác động mài mòn cao, đặc biệt là đỉnh vòi phun, được sản xuất với hợp kim đặc biệt và với công nghệ phủ bọc hiện đại. Cấu tạo bên trong không phức tạp giảm thiểu sự mài mòn hoặc nguy cơ bị tắc nghẽn. Thiết kế đơn giản này giúp dễ dàng kiểm tra tình trạng của vòi phun trong các thời kỳ turnaround.

2.2.3 Hệ thống MTC (Chỉ áp dụng cho trường hợp Max Gasoline đối với dầu Mixed)Hệ thống MTC được phát triển để nâng cấp hơn nữa khả năng xử lý các nguyên liệu ngày càng nặng hơn và có khả năng cracking kém hơn cũng như nâng cao hiệu quả của công nghệ.

Hệ thống MTC được thiết kế để đối mặt với hai thử thách chính gặp phải khi xử lý các nguyên liệu rất nặng và nhiều tạp chất đó là :

Đạt được quá trình bay hơi nguyên liệu thỏa đáng để loại trừ việc tạo cốc một cách không cần thiết kết quả của quá trình bay hơi không hoàn toàn (xem chi tiết ở mục 3.1 ).

Đạt được cân bằng nhiệt mong muốn trong khi duy trì độ chuyển hóa ở mức tối ưu.

Hệ thống MTC về cơ bản là quá trình phun một dòng thích hợp vào riser, ở phía sau điểm phun nguyên liệu, tại vị trí xác định và dưới các điều kiện được chọn lựa nhằm đạt được hiệu quả làm nguội (quenching) mong muốn và độ chọn lọc sản lượng tốt nhất.

Trong thiết kế của Nhà máy Dung Quất, dòng MTC được sử dụng là một dòng sản phẩm đặc biệt nằm trong khoảng phân đoạn cất heavy naphtha từ tháp tách chính.

Lưu lượng MTC tối ưu phụ thuộc vào chất lượng nguyên liệu (nguyên liệu càng nặng lưu lượng hồi lưu càng cao) và vào cấu trúc sản lượng mong muốn: chẳng hạn để tạm thời chuyển từ chế độ max gasoline sang chế độ max distillate, các điều kiện vận hành sẽ phải được điều chỉnh theo hướng giảm độ chuyển hóa và dẫn đến kết quả là:

Nhiệt độ đầu ra của Riser thấp hơn và cuối cùng nhiệt độ trộn thấp hơn trong vùng phun nguyên liệu dẫn đến tăng xu hướng tạo cốc nếu như nhiệt độ sau khi trộn trở nên thấp hơn nhiệt độ điểm sương của nguyên liệu.

Sản lượng slurry cao hơn với hàm lượng aromatic thấp hơn và do đó sản phẩm này có tiềm năng cao cho sự chuyển hóa bổ sung thông qua việc tuần hoàn lại Riser.

lii

Sản lượng khí thấp hơn dẫn đến giới hạn của quá trình phân tách và WGC được tăng lên.

Theo những quan sát này, hệ thống MTC là đặc biệt hữu ích đối với việc tối đa sản lượng distillate trong khi lượng cốc tạo thành vẫn trong tầm kiểm soát.

Tốc độ dòng MTC nên giới hạn ở mức dưới 20% giá trị lớn nhất của lưu lượng nguyên liệu.

2.2.4 Hệ thống tách xúc tác tại đầu ra của Riser.Nguyên lý của hệ thống tách xúc tác tại đầu ra của riser theo bản quyền công nghệ AXENS là một cấu trúc đối xứng của các buồng tách và các buồng gom sắp xếp kế tiếp lẫn nhau xung quanh đỉnh của riser.

Các buồng tách được nối với Riser tại phần phía trên của chúng và hỗn hợp hơi + xúc tác chạy theo hướng rẽ 45° đi xuống phía dưới theo vách ngăn hướng dòng inlet baffle (xem 8474L-015-PDS-D-1501-101). Đường ra của hơi đi tới buồng gom được đặt dưới inlet baffle và vuông góc với dòng hơi. Dạng hình học này cung cấp đồng thời cả hiệu ứng ly tâm và hiệu ứng quán tính, những yếu tố then chốt quyết định đến quá trình tách xúc tác.

Xúc tác đã được tách được gom lại trong một hopper được nối dài bởi dip leg nhờ đó tạo được sự làm kín cần thiết giữa riser và stripper. Hơi thoát ra khỏi buồng tách sau đó được trộn trong buồng gom với hơi nước đi lên từ stripper. Các buồng gom sau đó nối với ống gom trung tâm và từ đây hơi được phân phối tới các cyclon thực hiện quá trình tách xúc tác lần cuối.

Hệ thống này tạo nên quá trình tách hơi trong thời gian rất ngắn (khoảng 1 giây, với góc quay 45° và không có hiện tượng xoáy dòng) trong một thiết bị duy nhất và sự tách xúc tác hiệu quả trong hai buồng tách được sắp xếp nối tiếp. Buồng chính là buồng tách, buồng thứ hai là buồng gom hơi cung cấp thể tích đệm an toàn tăng cường thêm quá trình tách xúc tác trong trường hợp xúc tác bị cuốn theo.

2.2.5 Quá trình tái sinh hai cấp.Quá trình cracking cặn khác với quá trình cracking gasoil ở chỗ nguyên liệu chứa nhiều asphaltenes hơn, và ít hydro hơn. Sự tạo cốc, thường được quy định bởi các yêu cầu cân bằng nhiệt, có thể trở thành yếu tố quyết định trong khả năng vận hành của quá trình. Sự tạo cốc tăng khi dầu cặn được bổ sung vào nguyên liệu và nhiệt độ của Thiết bị tái sinh tăng khi quá trình đốt cốc tạo ra nhiều nhiệt hơn. Thiết bị tái sinh một cấp truyền thống gặp nhiều hạn chế khi xử lý nguyên liệu dạng cặn do các giới hạn luyện kim.

Công nghệ R2R chia quá trình tái sinh thành hai cấp. Cấp thứ nhất đốt một phần cốc khỏi xúc tác ở điều kiện không khắc nghiệt và hoàn thiện quá trình tái sinh trong cấp thứ hai. Cấu hình này có nhiều lợi ích: Phần lớn hydro trong cốc được loại bỏ trong cấp thứ nhất ở điều kiện không khắc nghiệt với nhiệt độ vận hành lớn nhất được giới hạn ở 730°C

liii

(thường từ 670 tới 690°C). Hơi nước tạo ra từ quá trình cháy tiếp xúc với xúc tác ở nhiệt độ thấp hơn nhiệt độ cần thiết cho việc đốt cháy cốc hoàn toàn, nhờ đó giảm thiểu hiện tượng khử hoạt tính xúc tác. Môi trường tương đối khô của thiết bị tái sinh thứ hai cho phép tăng nhiệt độ làm việc trong khi quá trình tái sinh xảy ra hoàn toàn. Do đó quá trình tái sinh hai cấp R2R dẫn đến kết quả là sự khử hoạt tính thủy nhiệt của xúc tác ít hơn.

Khi nguyên liệu chứa 100% hàm lượng cặn, sự tạo cốc tăng lên và cân bằng nhiệt của quá trình phải được điều chỉnh để duy trì tốc độ tuần hoàn xúc tác và độ chuyển hóa. Trong cấu hình tái sinh hai cấp, năng lượng tiềm tàng trong dạng cacbon monoxit, được giải phóng khỏi hệ thống thiết bị tái sinh bằng cách tăng tổng lượng cốc được đốt trong thiết bị tái sinh thứ nhất.

Quá trình tái sinh hoàn toàn xúc tác được thực hiện trong thiết bị tái sinh thứ hai. Oxi dư được duy trì để đảm bảo tái sinh hoàn toàn đến mức xúc tác không còn chứa cacbon. Vì các cyclon của thiết bị tái sinh thứ hai nằm bên ngoài Tầng tái sinh thứ hai và được lót với lớp chịu nhiệt, các giới hạn luyện kim gặp phải trước đây với nguyên liệu cặn được loại bỏ (nhiệt độ vận hành tối đa có thể đạt tới 810°C trong khi nhiệt độ thiết kế của xúc tác là 840°C)

2.2.6 Các van đặc biệtHai loại van được sử dụng trong quá trình: các slide van và plug van. Các slide van được thiết kế cẩn thận với lớp bảo vệ chống mài mòn để cải thiện tính tin cậy của van. Lớp cách nhiệt cho phép sử dụng thép cacbon để chế tạo thân van.

Các van này được cung cấp chế độ thổi rửa thích hợp trên trục và thân van để làm sạch các hạt xúc tác khỏi van. Hình dạng của đầu valve được thiết kế để tạo sự trơn tru trong vận hành.

Plug van được thiết kế bao gồm stuffing box, ống bọc cách nhiệt và chế độ thổi rửa bằng không khí tạo sự bảo vệ hiệu quả chống lại hiện tượng tắc do xúc tác tạo ra. Bộ giới hạn di chuyển dọc trục và đế cùng với các góc nghiêng của plug được tối ưu để khắc phục các hạn chế do sự giãn nở nhiệt của ống khí nâng.

Tất cả các van được cung cấp với hệ thống dầu thủy lực độc lập đảm bảo sự vận hành tin cậy và ổn định.

2.2.7 Vòng hơi nước ở vị trí đáy của riserChức năng của vòng hơi này là điều chỉnh dòng xúc tác từ trạng thái thiếu khí, do khi xúc tác di chuyển đi xuống qua khu vực chữ Y một phần khí sẽ bị tách đi, sang trạng thái được sục khí đồng đều.

liv

Trong quá trình sục khí vào xúc tác, vòng hơi này cũng cung cấp khả năng làm kín cần thiết để bảo vệ chống lại sự chảy ngược của dầu. Cột xúc tác thẳng đứng bên dưới các đầu phun nguyên liệu cung cấp sự làm kín chống lại hiện tượng chảy ngược dầu nêu trên.

Theo thiết kế của vòng hơi này, tốc độ dòng hơi nước ở điều kiện làm việc bình thường cần phải luôn được duy trì khi có dòng tuần hoàn xúc tác.

2.2.8 Các hệ thống Aeration và fluidizationCác hệ thống này đóng vai trò sống còn đối với tính ổn định của quá trình tuần hoàn xúc tác. Cần luôn chú ý đến lưu lượng của các dòng Aeration và fluidization và đảm bảo rằng chúng luôn đạt được giá trị đã định.

Các hệ thống aeration trên ống standpipe được thiết kế để có khoảng điều kiện làm việc rộng và vẫn cung cấp một dòng xúc tác ổn định đồng đều cần thiết cho quá trình vận hành phân xưởng. Điều này đóng vai trò then chốt trong việc đạt được chênh áp thích hợp và ổn định của slide van. Hệ thống bao gồm các điểm sục khí được đặt dọc theo phần thẳng đứng của ống standpipes với thiết bị đo dòng kiểu rotor hoặc orifice được cung cấp ở mỗi đầu phun. Ban đầu lưu lượng tới các đầu phun được thiết lập bằng nhau để thay thế thể tích của khí bị nén bởi cột áp. Nếu có những thay đổi lớn trong điều kiện vận hành có thể cần phải điều chỉnh đôi chút các dòng khí này, nhưng điều này chỉ nên thực hiện sau khi profile áp suất được lấy dọc theo chiều dài ống standpipe để xác định sự thay đổi của tỉ trọng xúc tác.

Nhận biết sự khác nhau giữa các hệ thống Aeration và fluidization đóng vai trò hết sức quan trọng. Aeration là quá trình thay thế, với việc phun khí, bù cho sự mất thể tích do bị nén bởi cột áp trong cột xúc tác giả sôi. Dòng aeration là cần thiết để giữ cho xúc tác khỏi mất trạng thái sôi và hình thành các tính chất dòng không ổn định. Các đầu phun trên ống standpipe được lắp đặt bằng hai lần số lượng cần thiết cho quá trình aeration phù hợp. Nếu một đầu phun bị tắc, đầu phun gần đó sẽ tiếp tục đảm bảo vận hành ổn định.

Các đầu phun Fluidization được sử dụng khi có sự thay đổi hướng của dòng xúc tác. Công nghệ R2R sử dụng góc 45° để định hướng lại dòng xúc tác bất cứ khi nào có thể. Khi xúc tác chảy vào đường có góc 45° các dòng Fluidization được phun vào để hỗ trợ cho quá trình chuyển hướng. Mặt khác, khi xúc tác chảy từ đường có góc 45° các dòng Fluidization được bổ sung để quá trình chuyển hướng được trơn tru hơn và phá vỡ lớp xúc tác đặc ở gần tường cho phép xúc tác đổi hướng dễ dàng hơn. Một dòng ổn định và trơn tru của xúc tác vào các ống standpipes là rất quan trọng. Do đó, các đầu phun Fluidization thường được lắp đặt gấp đôi hoặc gấp ba lần cần thiết. Tốc độ trên mỗi đầu phun Fluidization là một hàm của hình dạng và kiểu dòng xúc tác ở vị trí đó.

Có hai vị trí cần được quan tâm đặc biệt. Ống Standpipe dẫn xúc tác đã tái sinh hoàn toàn không chứa cốc và ở nhiệt độ cao. Xúc tác ở điều kiện này vốn rất khó để duy trì trạng

lv

thái sôi. Do đó cần chắc chắn rằng lưu lượng dòng aeration và dòng thổi rửa thiết bị tự động hóa được giữ ở các giá trị đã chỉ định (tham khảo tài liệu 8474L-015-SP-1547-002)

Vị trí thứ hai cần chú ý là dòng aeration ở chân dip leg của tầng cyclon thứ hai.

Việc thổi rửa thiết bị tự động hóa chiếm một phần đáng kể trong lượng aeration cần thiết và các dòng này cần phải đạt giá trị đã được chỉ định (tham khảo tài liệu 8474L-015-SP-1547-002). Quá trình tạo tầng sôi trong phần nằm nghiêng của các digleg là rất quan trọng. Sự phá vỡ lớp xúc tác đặc gần tường của thiết bị tái sinh là rất cần thiết để đảm bảo sự trơn tru của dòng hạt xúc tác mịn quay trở lại thiết bị tái sinh. Nếu không có các dòng aeration thích hợp tại các diplegs, các cyclon có thể bị ngập xúc tác và tổn thất xúc tác sẽ tăng.

2.2.9 Vòng hơi nước ở đáy Stripper Vòng hơi này được đặt ở dưới đáy của stripper. Lưu lượng hơi nước cho vòng này là một phần của lượng hơi nước cần cho quá trình stripping đạt hiệu quả tốt. Nhưng chức năng chính của nó là sục khí cho khối xúc tác đi vào spent catalyst standpipe. Điều này rất quan trọng đối với việc tạo cột áp thích hợp nhằm duy trì chênh lệch áp thích hợp qua slide valve để điều khiển mức trong stripper (LIC-002/003).

2.2.10 Fluffing ring trong thiết bị tái sinh thứ nhất.Vòng không khí này được đặt bên dưới các vòng không khí chính cho việc đốt cháy cốc và để sục khí cho khối xúc tác trong các vùng lân cận plug valve, thiết bị điều khiển mức xúc tác trong thiết bị tái sinh. Vòng khí này đảm bảo sự di chuyển tự do của plug valve và dòng chảy trơn tru của xúc tác vào trong đường ống nâng xúc tác.

2.2.11 Vòng khí trong ống rút xúc tác đã tái sinh withdrawal well. Vòng không khí này được đặt tại đáy của withdrawal well. Withdrawal well hoạt động như là một thùng chứa tạo điều kiện cho xúc tác có một dòng chảy êm và trơn tru, ở một tỉ trọng thích hợp đi vào regenerated catalyst standpipe. Vòng khí này điều khiển sự sục khí vào xúc tác trước khi xúc tác đi vào standpipe. Xúc tác đã tái sinh rất khó giữ được trạng thái dòng tầng sôi do đó việc lắp đặt vòng khí tạo tầng sôi ở vị trí đã được chỉ định là rất quan trọng (xem 8474L-015-PDS-D-1503-103). Vòng khí này được thiết kế để tạo trạng thái sôi cho lớp xúc tác nằm trong withdrawal well nếu lớp xúc tác bị mất khí. Việc thiết lập lưu lượng của vòng khí này phải được thực hiện cẩn thận (điểu chỉnh từng ít một) do nó có thể tạo ra các rối loạn cho quá trình điểu khiển chênh áp qua regenerated catalyst slide valve.

2.2.12 Các vòng không khí cho quá trình đốt cháy cốc. Các vòng không khí này phân phối không khí cho quá trình cháy một cách đều đặn dọc theo lớp xúc tác trong các thiết bị tái sinh. Nguồn không khí được phân phối đều là rất

lvi

cần thiết để đạt được quá trình tái sinh xúc tác tốt và đều mà không xảy ra after burn. Các vòng khí này được thiết kế để có thể vận hành một cách ổn định cả ở công suất tối thiểu của phân xưởng. Tổn thất áp suất qua vòng này được giữ ở mức lớn hơn 0.07 bar khi vận hành ở công suất tối thiểu để duy trì sự phân phối thích hợp và chống lại sự xâm nhập của xúc tác vào trong vòng khí, tránh sự mài mòn.

Ống nâng xúc tác bằng không khí sẽ vận chuyển xúc tác từ thiết bị tái sinh thứ nhất lên thiết bị tái sinh thứ hai trong pha loãng. Quá trình nâng này cần được duy trì ở mức ổn định nhất có thể và chỉ được thay đổi để điểu chỉnh cân bằng áp suất trong phân xưởng. Tổn thất áp suất qua ống nâng là một hàm phụ thuộc chủ yếu vào lưu lượng không khí nâng. Càng nhiều không khí thì dòng xúc tác càng loãng và do đó sự giảm áp do áp suất thủy tĩnh sẽ càng thấp. Giới hạn dưới của dòng không khí là vận tốc mà ở đó không khí không nâng xúc tác lên được nữa. Vận tốc không khí thông thường trong vùng pick-up nằm trong khoảng 8 tới 12 m/s.

2.3 Xúc tácViệc chọn đúng xúc tác đóng vai trò rất quan trọng cho sự vận hành thành công quá trình cracking đối với nguyên liệu cặn. Nhiều tính chất khác nhau của xúc tác cần được kiểm tra đối với một nguyên liệu cụ thể. Đó là :

- Hàm lượng Zeolit- Micro-activity- Hàm lượng đất hiếm- Kích thước của unit cell- Độ chọn lọc cốc- Phân bố kích thước hạt- Tỉ trọng - Độ bền nhiệt- Diện tích bề mặt- Thể tích thể xốp và phân bố của thể xốp (khả năng stripping)- Khả năng chống ăn mòn- Khả năng chống ngộ độc bởi kim loại- Các tính chất về chỉ số octan của xăng.

Axens khuyến cáo nên sử dụng xúc tác có hàm lượng Na thấp, cấu trúc zeolit loại Hydrogen Y siêu bền (USHY) trong phân xưởng cracking cặn theo công nghệ R2R. Xúc tác này có tỉ lệ Si/Al cao. Cấu trúc zeolit có các hang xốp với kích thước không gian ba chiều tương đối lớn nhờ đó cung cấp nhiều diện tích bề mặt cho phản ứng cracking. Kích thước của unit cell có thể là chỉ thị của độ chọn lọc cốc vì các phân tử có thể tạo thành cốc có thể bị loại khỏi cấu trúc của zeolit. Xúc tác kiểu USHY với hàm lượng đất hiếm

lvii

thấp giảm đáng kể tốc độ của phản ứng chuyển vị Hydro, nhờ đó bảo tồn được olefin và độ chọn lọc cốc tốt hơn.

AXENS khuyến cáo sử dụng xúc tác có hàm lượng đất hiếm thấp cho quá trình cracking cặn. Đất hiếm được trao đổi tạo ra cấu trúc USHY của xúc tác làm tăng hoạt tính và độ bền. Thật không may mắn, đất hiếm cũng xúc tiến các phản ứng chuyển vị hydro – là các phản ứng làm tăng độ chọn lọc cốc.

Hoạt tính mạng (matrix activity) và cấu trúc đóng vai trò then chốt trong độ chọn lọc của phản ứng cracking. Matrix tạo nên các phản ứng tiền cracking của các phân tử nặng và tạo ra nguyên liệu cho các zeolit xử lý tiếp sau đó. Do đó sự cân bằng giữa matrix và zeolit là rất quan trọng. Mặt khác độ xốp của matrix quyết định hoạt tính và khả năng stripping của xúc tác.

Xúc tác phải đủ cứng để chịu được các va chạm lẫn nhau và với tường. Các va chạm này gây ra bởi các vùng có chế độ chảy rối khác nhau trong quá trình. Sự mài mòn của các hạt xúc tác thành các hạt rất nhỏ sẽ dẫn đến tăng tổn thất xúc tác qua các cyclon.

Tạp chất kim loại trên xúc tác là kết quả của tạp chất trong nguyên liệu. Xúc tác cần phải chịu được các mức kim loại lên đến khoảng 10,000 ppm. Ni ken trong nguyên liệu lắng đọng lên xúc tác và xúc tiến các phản ứng đề hydro không mong muốn, tạo ra nhiều khí và sản lượng cốc tăng. Antimony đạt hiệu quả cao khi được sử dụng làm chất thụ động hóa ni ken ở liều lượng đủ để duy trì mức cân bằng bằng khoảng 25- 40% tổng lượng Niken. Vanadi trong nguyên liệu lắng đọng trên xúc tác sẽ xúc tiến sự phá vỡ cấu trúc zeolit và mất diện tích bề mặt hoạt tính ở nhiệt độ tái sinh cao.

Natri cũng có hại đối với hoạt tính xúc tác. Hàm lượng natri trong nguyên liệu nên giữ dưới 1 ppm thông qua quá trình khử muối hiệu quả trong phân xưởng chưng cất dầu thô. Quá trình phun kiềm được sử dụng trong phân xưởng chưng cất dầu thô được khuyến cáo không nên sử dụng nếu không có biện pháp loại bỏ hiệu quả các muối natri trung hòa. Sự phun kiềm nếu được sử dụng nên được tiến hành trước khi khử muối. Hàm lượng Na2O của xúc tác cân bằng không nên vượt quá hàm lượng Na2O của xúc tác mới + 0.10 wt %.

Tác hại của kim loại trên xúc tác có thể được kiểm soát thông qua quá trình thụ động hóa và pha loãng. Tức là việc bổ sung xúc tác trong quá trình cracking cặn được điều chỉnh tùy theo lượng kim loại trên xúc tác cân bằng. Có nhiều phân xưởng thương mại vận hành với lượng kim loại trên xúc tác cân bằng từ 7.000 -10.000 ppm. Để giảm chi phí vận hành, một hỗn hợp xúc tác mới và xúc tác cân bằng nhập từ bên ngoài có thể được sử dụng để kiểm soát hoạt tính và lượng kim loại trên xúc tác cân bằng.

Xúc tác được sử dụng trong quá trình cracking cặn nên được xử lý nhiệt hai lần để tăng cường độ ổn định nhiệt. Nên kiểm tra sự phân bố kích thước hạt của xúc tác mới. Phân đoạn từ 0 đến 20 micro nên chiếm tỉ lệ thấp để giảm thiểu mất mát trực tiếp qua các

lviii

cyclon. Hệ thống cyclon được thiết kế để giữ lại đủ phân đoạn xúc tác có phân bố kích thước hạt từ 0-40 micro để duy trì tốt tính chất tầng sôi cho xúc tác.

2.4 Xử lý flue gas. Flue gas từ thiết bị tái sinh thứ nhất chứa CO và một số sản phẩm không cháy được đưa sang CO boiler H-1503 để đốt cháy hoàn toàn. Flue gas được đưa tiếp sang Waste Heat Boiler H-1503 sản xuất hơi nước cao áp.

Flue gas từ thiết bị tái sinh thứ hai D-1503 được đưa trực tiếp sang waste heat boiler H-1503. Nhiệt giải phóng được sử dụng cho việc tạo hơi nước cao áp.

Flue gas từ waste heat boiler H-1503 được đưa tới thiết bị tách tĩnh điện X-1507, economizer E-1525, phân xưởng DeSOx (là X-1508 trong tương lai), và sau đó tới ống khói SK-1501.

Waste Heat boiler được trang bị với một boiling steam water drum. CO boiler được trang bị các quạt nạp không khí, các đầu đốt fuel gas và fuel oil nhằm đốt cháy hoàn toàn CO.

2.5 Cụm chuẩn bị nguyên liệu và cụm chưng cất

2.5.1 Feed sectionLong residue thường được nạp trực tiếp vào phân xưởng từ phân xưởng chưng cất dầu thô ở 115°C. Ngoài ra, một phần hoặc toàn bộ nguyên liệu có thể được nạp vào từ bể chứa ở 70°C. Hệ thống gia nhiệt của nguyên liệu cũng được thiết kế để xử lý 100% nguyên liệu nguội.

Nguyên liệu nóng và nguội được đưa tới Feed Surge Drum D-1513. Lưu lượng nguyên liệu được điều khiển bởi LIC-402 với tín hiệu điều khiển đi tới bộ điều khiển tại phân xưởng CDU hoặc tới bộ điều khiển lưu lượng dòng nguyên liệu nguội từ bể chứa.

Trong chế độ dầu Bạch Hổ, quá trình gia nhiệt cho nguyên liệu được thực hiện bời dòng LCO pumparound, các thiết bị trao đổi nhiệt sử dụng MP và HP steam và cuối cùng là bởi dòng slurry để đạt được nhiệt độ cần thiết của nguyên liệu. Trong chế độ dầu Mixed Crude, khi 100% nguyên liệu tới surge drum là nóng, nguyên liệu được gia nhiệt tới nhiệt độ 170°C bởi dòng LCO pumparound. Ngoài ra khi một phần hoặc toàn bộ nguyên liệu là nguội thì MP steam sẽ được sử dụng để gia nhiệt.

Quá trình gia nhiệt cho nguyên liệu Bạch Hổ, nóng hoặc nguội, được mô tả sau đây. Nguyên liệu được bơm từ D-1513 bởi bơm P-1501A/B tới thiết bị trao đổi nhiệt LCO Pumparound Feed E-1512A/B/C/D. Công suất gia nhiệt trong thiết bị trao đổi nhiệt này được điều khiển bằng dòng LCO pumparound, FIC-417. Nguyên liệu được tiếp tục gia nhiệt tại MPS Feed Heater E-1522 và HPS Feed Heater E-1524. MP steam tới E-1522 được điều khiển bởi bộ điều khiển lưu lượng FIC-410 và HP steam tới E-1524 được điều

lix

khiển bởi bộ điều khiển lưu lượng FIC-411 với setpoint được đặt bởi bộ điều kiện nhiệt độ nguyên liệu TIC-411.

Giai đoạn gia nhiệt cuối cùng được tiến hành trong thiết bị trao đổi nhiệt E-1502A/B/C và E-1501A/B sử dụng dòng slurry nóng để gia nhiệt. Nhiệt độ cuối cùng của nguyên liệu được điều khiển bằng cách bypass dòng nguyên liệu qua E-1502A/B/C và E-1501A/B. Bộ điều khiển nhiệt độ TIC-002 được đặt sau điểm trộn giữa nguyên liệu với dòng HCO recycle.

Áp suất ổn định được duy trì cho dòng nguyên liệu đi tới thiết bị phản ứng bởi van điều khiển áp suất PV-410 đặt trước E-1502A/B/C. Quá trình điều khiển áp suất này đảm bảo rằng HCO recycle có thể đi vào đường ống dẫn nguyên liệu. Vị trí của van điều khiển áp suất này tạo điều kiện thuận lợi cho quá trình điều khiển nhiệt độ nguyên liệu bằng cách bypass như đã nói ở trên.

2.5.2 Nguyên liệu Mixed crudeKhi xử lý nguyên liệu mixed crude, không cần sử dụng các thiết bị gia nhiệt bằng slurry. Các thiết bị này nên được thổi rửa sạch slurry để tránh lắng đọng các hạt xúc tác mịn cũng như do độ nhớt cao và điểm chảy cao của slurry.

Nguyên liệu được gia nhiệt sơ bộ trong LCO Pumparound Feed Heater E-1512 A/B/C/D đối với nguyên liệu nóng và thêm MP Steam Feed Heater E-1522 đối với nguyên liệu nguội. Nhiệt độ cuối cùng TIC-002 được điều khiển bởi dòng LCO Pumparound tới E-1512A/B/C/D hoặc bởi dòng MP steam tới E-1522.

2.5.3 Khu vực đáy của tháp chưng cất chính. Dòng sản phẩm phản ứng từ thiết bị phản ứng được đưa tới tháp tách chính T-1501. Dòng slurry tuần hoàn đươc bơm bởi P-1519A/B/C Slurry Pumparound Pump. Trong trường hợp nguyên liệu là dầu Bạch Hổ, phần lớn nhiệt năng của dòng pumparound ở đáy được sử dụng để gia nhiệt sơ bộ cho nguyên liệu trong E-1501A/B và E-1502 A/B/C. Nhiệt năng còn lại được sử dụng để tạo ra hơi nước cao áp trong HP steam generators E-1504A/B và hơi trung áp trong MP steam generators E-1505A/B. Đối với trường hợp nguyên liệu là dầu Mixed Crude , E-1501A/B và E-1502 A/B/C không được sử dụng. Trong trường hợp này hơi cao áp được tạo ra trong HP steam generators E-1503 A/B/C.

Một lượng lớn slurry pumparound nguội được đưa trở lại grid section (bed 5). Ở đó hơi sản phẩm được khử quá nhiệt và sản phẩm slurry ở đáy được ngưng tụ. Bộ điều khiển lưu lượng dòng slurry nguội FIC- 425 nhận set point từ bộ điểu khiển nhiệt độ TIC-443 bên dưới đĩa rút HCO. Bộ điều khiển FIC-426 duy trì lưu lượng không đổi của slurry tới grid section bằng cách bypass slurry nóng từ đầu đẩy của các bơm tuần hoàn slurry.

lx

Một phần slurry đã được làm nguội được quay trở lại đáy của tháp tách chính để hạ nhiệt độ đáy TIC- 439 (dòng quench) xuống khoảng 340°C để giảm thiểu hiện tượng tạo cốc. Một phần của dòng slurry này được lấy qua bộ điều khiển dòng từ đầu ra của E-1502A/B/C hoặc từ đầu ra của E-1503A/B/C, tùy vào chế độ vận hành. Phần còn lại của dòng quench được lấy từ đầu ra của E-1505A/B qua bộ điểu khiển dòng nhận giá trị setpoint từ bộ điều khiển nhiệt độ ra ở đáy tháp T-1501.

Dòng sản phẩm slurry được lấy từ đầu ra của thiết bị sản xuất hơi trung áp E-1505 A/B có lưu lượng tùy thuộc vào bộ điều khiển mức LIC-448 ở đáy tháp tách chính và chảy tới thùng chứa D-1515.

Sản phẩm slurry được bơm bởi bơm P-1504 A/B và được làm nguội trong thiết bị tạo hơi nước thấp áp E-1506 A/B và sau đó đi tới thiết bị tách X-1504 để loại bỏ các hạt xúc tác mịn. Clarified Oil rời khỏi thiết bị tách được làm nguội trong các thiết bị làm mát bằng nước ấm E-1507 A/B/C/D trước khi đi tới bể chứa.

Thiết bị tách slurry X-1504 bao gồm 10 cụm. Các cụm này được ngừng làm việc để thổi rửa một cách tự động và tuần tự trong khi những cụm khác đang làm việc. Mỗi cụm được thổi rửa bởi bơm P-1505 A/B sử dụng HCO từ thùng chứa D-1516. Dầu sau khi thổi rửa cuốn theo các hạt xúc tác được tuần hoàn trở lại riser của thiết bị phản ứng bởi bơm P-1506 A/Bvới lưu lượng không đổi.

2.5.4 HCO sectionNhiệt được loại bỏ ở mức độ cao trong khu vực HCO pumparound. Dầu HCO cho flushing và HCO tuần hoàn cũng được lấy từ khu vực này. Nhiệt được loại bỏ trong Bed 3 và bởi dòng hồi lưu trong từ các dòng chảy tràn từ đĩa rút tới khu vực rửa – Bed 4.

Dòng HCO pumparound được tuần hoàn bởi bơm P-1508 A/B và được làm nguội trong reboiler E-1560A/B của debutanizer, trong reboiler E-1509 của heavy naphtha stripper và trong thiết bị sản xuất hơi trung áp E-1523. Tổng lưu lượng HCO được duy trì không đổi bằng dòng bypass được điều khiển bởi bộ điều khiển lưu lượng FIC-419 và lượng nhiệt được loại bỏ được điều khiển bởi bộ điều khiển nhiệt độ TIC-446 điều khiển dòng qua E-1523.

Dầu HCO sử dụng làm flushing oil được stripping trong HCO stripper T-1504 bằng cách điều khiển dòng hơi nước thấp áp nạp vào đáy tháp. Hơi HC ở đỉnh stripper được quay trở lại tháp T-1501 phía bên trên điểm rút dòng pumparound - Bed 3. HCO đã được tách phần HC nhẹ được bơm bởi bơm P-1509 A/B và được làm nguội trong thiết bị sản xuất hơi thấp áp E-1510 và được điều khiển nhiệt độ bởi TIC-474.

Một phần của dòng HCO này được đưa đến thùng tiếp nhận dầu Backflush D-1516 với lưu lượng được điều khiển bởi FIC-469. Bộ điều khiển này nhận setpoint từ bộ điều khiển

lxi

mức LIC-464 của D-1516. Phần còn lại đi đến hệ thống HCO flushing oil được dùng làm flushing oil cho bộ phận seal của bơm slurry và cho các thiết bị tự động hóa.

Đối với chế độ vận hành max distillate, dầu HCO được tuần hoàn và hòa vào nguyên liệu cho thiết bị phản ứng. Dòng HCO này được vận chuyển bởi bơm P-1507 A/B, sau khi trao đổi nhiệt trong thiết bị sản xuất hơi trung áp E-1508, dưới sự kiểm soát nhiệt độ bởi bộ điều khiển TIC-425, sẽ được trộn với nguyên liệu ngay trước điểm đo nhiệt độ nguyên liệu.

2.5.5 LCO sectionKhu vực này của tháp bao gồm 6 đĩa tách, từ đĩa 25 tới đĩa 30 và một lớp đệm, Bed 2.

Dòng LCO pumparound được rút ra khỏi đĩa rút và được tuần hoàn bởi bơm P-1510 A/B và làm nguội trong reboiler E-1557của tháp stripper, trong các thiết bị gia nhiệt sơ bộ cho nguyên liệu E-1512 A/B/C/D và trong thiết bị gia nhiệt cho BFW E-1511. Lưu lượng tổng được duy trì không đổi bởi dòng bypass thông qua bộ điều khiển FIC-417 và quá trình làm nguội được điều khiển bởi dòng đi qua E-1511 dưới sự điều khiển của TIC-452.

Một phần của dòng LCO pumparound từ đĩa rút được nạp tới tháp LCO Stripper T-1503 dưới sự kiểm soát của bộ điều khiển mức LIC-436 của đáy tháp này. LCO được stripped bởi dòng hơi nước thấp áp được điều khiển bởi bộ điều khiển dòng FIC-452. Hơi ở đỉnh tháp được cho quay trở lại tháp tách chính T-1501 ở trên điểm rút dòng pumparound- Bed 2. LCO sau khi đã được tách phần HC nhẹ được bơm bởi P-1511 A/B và làm nguội trong thiết bị sản xuất hơi thấp áp E-1513 dưới sự kiểm soát nhiệt độ và tiếp tục được làm nguội trong thiết bị trao đổi nhiệt với không khí E-1514 trước khi đi tới phân xưởng xử lý LCO bằng hydro hoặc đi vào bể chứa. Đối với chế độ vận hành max gasoline, thì lượng LCO này chính là tổng lượng LCO thành phẩm. Đối với chế độ max distillate, heavy naphtha được trộn với dòng này trước khi được gửi tới phân xưởng xử lý bằng hydro.

Trong trường hợp phân xưởng xử lý LCO bằng hydro bị shut down, dòng LCO sẽ được đưa trực tiếp vào bể chứa.

2.5.6 Khu vực MTC và heavy naphtha.Khu vực này bao gồm 14 đĩa, từ đĩa số11 đến đĩa số 24 và lớp đệm số 1 - heavy naphtha pumparound bed. Dòng MTC được rút ra từ đĩa số 19. Dòng MTC (Mix Temperature Control) có thành phần nằm giữa phân đoạn nhẹ của dòng LCO và phân đoạn nặng của heavy naphtha. Phân đoạn này được nạp lại riser trong chế độ vận hành Max Gasoline khi xử lý nguyên liệu là dầu Mixed Crude. Dòng MTC được vận chuyển bởi bơm P-1512 A/B tới các đầu phun vào riser có lưu lượng được điều khiển bởi FIC-009 (FIC-010A/B/C/D).

lxii

Dòng heavy naphtha pumparound rút ra từ đĩa rút bên dưới lớp đệm xxx và được tuần hoàn bởi bơm P-1514 A/B. Dòng này được làm nguội bởi thiết bị gia nhiệt sơ bộ nguyên liệu đi vào tháp Stripper E-1555, thiết bị trao đổi nhiệt bằng không khí E-1521 và được dùng để gia nhiệt cho reboiler trong phân xưởng thu hồi propylen (PRU). Air cooler E-1521 được thiết kế cho trường hợp khi phân xưởng PRU không hoạt động. Tổng lưu lượng pumparound được duy trì không đổi bởi bộ điều khiển lưu lượng bypass FIC- 412 và nhiệt lượng trao đổi được kiểm soát bởi bộ điều khiển nhiệt độ TIC-430 trên dòng đi qua E-1521.

Một phần của dòng heavy naphtha pumparound được nạp tới tháp Heavy Naphtha Stripper và được điều khiển bằng bộ LIC-439 điều khiển mức đáy tháp T-1502. Tháp stripper này được đun sôi lại bởi dòng HCO pumparound trong reboiler E-1509. Hơi ở đỉnh tháp được đưa trở lại tháp T-1501 ở phía trên của pumparound bed. Heavy naphtha sau khi được loại bỏ các HC nhẹ được vận chuyển bằng bơm P-1515 A/B. Trước tiên Heavy naphtha được làm nguội tại thiết bị gia nhiệt sơ bộ cho nước nồi hơi cao áp trong E-1516 và sau đó trong thiết bị trao đổi nhiệt với không khí E-1517 và trong thiết bị làm mát bằng nước E-1518.

Đối với chế độ vận hành max LCO, dòng heavy naphtha được trộn với LCO. Đối với chế độ vận hành max gasoline, dòng này được trộn với sản phẩm đáy của tháp debutanizer trong cụm thu hồi khí.

Heavy naphtha cũng được sử dụng làm chất hấp thụ (lean oil) trong tháp hấp thụ thứ cấp của cụm thu hồi khí. Dòng lean oil này được vận chuyển bởi bơm P-1513 A/B với lưu lượng được điều khiển bởi FIC-718 trong cụm thu hồi khí. Tại đây trước tiên dòng lean oil được làm nguội trong thiết bị trao đổi nhiệt Lean Oil / Rich Oil E-1563 sau đó là trong thiết bị làm mát Lean Oil Cooler E-1564.

2.5.7 Khu vực đỉnh thápKhu vực này của tháp T-1501 bao gồm 10 đĩa tách từ đĩa số 1 tới đĩa số 10.

Dòng rich oil từ tháp hấp thụ thứ cấp trong cụm thu hồi khí được nạp vào đĩa số 9. Một đĩa gom rút một phần sản phẩm được lắp đặt bên dưới đĩa trên cùng của đỉnh tháp. Đĩa này được thiết kế để tách nước và hydrocarbon. Nước được rút ra theo bộ điều khiển mức giao diện LIC-416 và chảy dưới tác dụng của trọng lực vào đầu vào của thiết bị ngưng tụ đỉnh E-1519.

2.5.8 Khu vực đỉnh tháp.Điểm cắt của sản phẩm naphtha đỉnh tháp được điều khiển bởi TIC-461 thông qua việc điều khiển lưu lượng dòng hồi lưu bên ngoài.

lxiii

Nước rửa được bơm từ thùng hồi lưu D-1514 về lại đầu vào của thiết bị ngưng tụ E-1519 để giảm thiểu sự ăn mòn trong thiết bị ngưng tụ. Chất chống ăn mòn cũng được phun vào đường ống phía trên đỉnh tháp T-1501. Hơi ra khỏi đỉnh tháp được ngưng tụ một phần trong thiết bị ngưng tụ bằng không khí E-1519 và thiết bị ngưng tụ bằng nước làm mát E-1520A- H. Hydrocarbon lỏng, nước và hơi HC được tách trong D-1514. Dòng khí off-gas từ phân xưởng CDU và NHT cũng được nạp vào D-1514. Một phần của hydrocarbon lỏng được hồi lưu trở lại tháp T-1501 bằng bơm P-1516 A/B. Phần còn lại được vận chuyển bởi bơm P-1518 A/B tới tháp hấp thụ sơ cấp trong cụm thu hồi khí, với lưu lượng được điều khiển bởi FIC-455. Bộ điều khiển này nhận setpoint từ LIC-443. Hơi đỉnh tháp đi tới thùng tách (KO Drum) tại đầu hút của wet gas compressor.

Nước chua được bơm từ phần boot của D-1514 bởi bơm P-1517 A/B. Một phần được quay trở lại đầu vào của thiết bị ngưng tụ E-1519 dưới sự điều khiển của FIC-459, một phần được đưa tới wet gas compressor intercooler dưới sự điều khiển của FIC-703 để làm nước rửa.

Phần nước chua còn lại được đưa đến phân xưởng xử lý nước chua dưới sự điều khiển mức giao diện LIC-446.

2.6. Cụm thu hồi khí

2.6.1. Wet gas compressor và HP condenserWet gas từ cụm Fractionation đưa tới Knock-out drum D1551 của cấp máy nén thứ nhất, tại đây HC lỏng cuốn theo và ngưng tụ được tách ra. Khí từ bình D-1551 được nén bởi cấp thứ nhất của máy nén C-1551 và sau đó được làm lạnh tại intercooler E- 1551 và trim cooler E-1552A/B. Nước chua từ cụm Fractionation được đưa tới đầu vào của E-1551 để làm giảm tối thiểu ăn mòn. Hơi được làm lạnh và lỏng ngưng tụ từ E-1552 được tách tại D-1552 (Interstage drum)

Hơi từ D-1552 được nén trong cấp thứ hai của máy nén C-1551.

Pha lỏng trong D-1552, hydrocacbon và nước, được bơm bởi P-1551A/B và trộn với dòng hơi từ đầu ra của máy nén. Một phần dòng hỗn hợp này được ngưng tụ tại HP air condenser E-1553.

2.6.2. Stripper condenser và Bình tách cao áp.Dòng ra của E-1553, dòng lỏng từ đáy của Primary absorber và hơi của đỉnh stripper được kết hợp lại trước khi vào Stripper Condensers E-1554A/B. Dòng LPG từ CDU cũng được đưa vào E-1554A/B. Dòng ra từ E-1554A/B được tách thành pha nước, hydrocacbon lỏng và pha hơi trong bình tách cao áp D-1553. Phần nước chua đưa tới phân xưởng xử lý nước chua SWS (Sour Water Stripper).

lxiv

Pha lỏng hydrocacbon được bơm bởi P-1553A/B và sau đó trao đổi nhiệt với dòng HVN pumparound rồi nạp vào đỉnh của Stripper T-1552.

Pha hơi từ D-1553 được nạp vào đáy của Primary Absorber T-1551 bên dưới đĩa cuối cùng.

2.6.3. Primary absorberPrimary absorber T-1551 thu hồi hầu hết C3 và C4 từ phần hơi của D-1553.

Phần lỏng ở đỉnh của cụm Fractionation được nạp vào đĩa trên cùng của T-1551. Trong trường hợp vận hành Bạch Hổ Max Gasoline, một dòng Gasoline sẽ được tuần hoàn từ đáy của Debutanizer về đỉnh T-1551 để đạt được sự thu hồi C3 và C4 theo yêu cầu.

Dòng sản phẩm đáy của absorber được đưa đến E-1554 với lưu lượng được điều khiển bằng bộ điều khiển mức LIC

2.6.4. Stripper.Stripper tách H2S và C2 và các cấu tử nhẹ hơn từ hỗn hợp LPG và Gasoline từ D-1553 nạp vào đỉnh Stripper. Nhiệt độ của dòng nguyên liệu cho stripper được điều khiển bởi TIC-723 bằng cách điều khiển lưu lượng của dòng HVN pumparound tới E-1555. Nhiệt của Reboiler được cung cấp bởi hai reboiler nối tiếp nhau. Reboiler thứ nhất E-1556 được gia nhiệt bởi dòng đáy của Debutanizer. Reboiler thứ 2, E-1557, được gia nhiệt bởi dòng LCO pumparound từ cụm Fractionation.

Lưu lượng dòng hơi từ đỉnh của stripper sẽ điều khiển lượng nhiệt cung cấp cho E-1557 thông qua bộ điều khiển FIC-709. Lưu lượng dòng hơi, hay nói cách khác công suất của reboiler được thiết lập để đáp ứng tiêu chuẩn thành phần C2 trong sản phẩm đỉnh của Debutanizer.

Hơi từ đỉnh của stripper được ngưng tụ tại E-1554. Dòng lỏng ở đáy đưa đến tháp Debutanizer T-1554 bằng bộ điều khiển FIC-714 với set point nhận từ bộ điều khiển mức LIC-712.

2.6.5. Secondary absorberSecondary absorber T-1553 thu hồi các phân đoạn nhẹ của gasoline từ dòng khí đỉnh của primary absorber T-1551. Dòng lean oil là dòng heavy naphtha từ cụm Fractionation

Dòng lean oil được làm lạnh bằng cách trao đổi nhiệt với dòng đáy của secondary absorber T-1553 tại E-1563 và sau đó tiếp tục được làm lạnh bởi dòng cooling water qua thiết bị trao đổi nhiệt lean oil cooler E-1564. Dòng lỏng sau khi làm lạnh đưa đến lean oil coalescer D-1556 để loại nước bị cuốn theo trước khi được nạp vào đỉnh của T-1553 bằng bộ điều khiển FIC-718. Dòng sản phẩm đáy, rich oil, được điều khiển bằng bộ LIC-

lxv

720, và sau đó được gia nhiệt bằng dòng lean oil tại E-1563, và rồi hồi lưu trở lại Main Fractionator ở cụm Fractionation.

Khí ở đỉnh T-1553 được làm lạnh bằng dòng cooling water tại Fuel Gas Cooler E-1565 và đưa đến bình Fuel Gas Absorber K.O D-1557.

2.6.6. Fuel gas absorberFuel gas absorber T-1555 loại H2S và CO2 từ phần khí đỉnh của secondary absorber bằng cách cho tiếp xúc với DEA

Lượng nhỏ lỏng xuất hiện sau khi qua E-1565 được tách trong bình D-1557. Chất lỏng tách ra được tại D-1557 được đưa đến đầu vào của E-1563 bằng bộ điều khiển mức LIC-726. Khí đỉnh được đưa đến đáy của T-1555 và dòng lean amine được nạp vào đỉnh của T-1555. Nhiệt độ của dòng lean amine được điều khiển và duy trì bằng bộ điều khiển TDIC-746 dựa trên chênh lệch nhiệt độ của dòng lean amine và dòng gas vào T-1555, mục đích là để trách ngưng tụ hydrocacbon.

Phần khí đỉnh được đưa tới bình D-1559 trước khi đưa đến hệ thống fuel gas. Dòng rich amine đưa đến phân xưởng thu hồi amine bằng bộ điều khiển mức LIC-730. Lượng amine tích tụ trong bình D-1559 được đưa đến phân xưởng thu hồi amine bằng bộ điều khiển mức LIC-733. Áp suất trong hệ thống hay áp suất đỉnh của T-1553 được điều khiển bởi PIC-733 bằng cách xả FG từ D-1559 ra hệ thống FG

2.6.7. Debutanizer.Debutanizer tách LPG từ gasoline.

Phần lỏng ở đáy của stripper được đưa tới đĩa 22 của Debutanizer T-1554. Hơi ở đỉnh được ngưng tụ hoàn toàn trong condenser E-1561A/B. Áp suất trong T-1554 được điều khiển bởi PIC-745 bằng cách by-pass một phần hơi đỉnh qua thiết bị trao đổi nhiệt E-1561A/B đến bình reflux drum D-1554. Lỏng ngưng tụ được bơm khỏi D-1554 bằng P-1556A/B. Một phần chất lỏng được hồi lưu lại tháp bằng bộ điều khiển FIC-721 được reset bởi TIC-754 trên đĩa thứ 8 ở phần đỉnh của tháp. Dòng hồi lưu này kiểm soát tiêu chuẩn thành phần C5 trong sản phẩm đỉnh. Phần còn lại của chất lỏng đỉnh, sản phẩm LPG, được đưa tới LPG amine absorber T-1556 sau khi làm lạnh tại E-1562, lưu lượng được điều khiển bởi bộ FIC-723 reset bằng LIC-742.

Tháp được gia nhiệt lại bằng reboiler E-1560A/B. Nhiệt cung cấp cho reboiler lấy từ dòng pumparound HCO trong cụm Fractionation. Công suất của reboiler được thiết lập để đảm bảo thành phần C4 trong gasoline đạt yêu cầu (Dòng HCO PA đến E-1560A/B được điều khiển bằng FIC-722).

Gasoline từ đáy tháp trước tiên được làm lạnh tại stripper reboiler E-1556 và sau đó tại air cooler E-1558 và cuối cùng tại E-1559. Một phần gasoline được bơm bởi P-1554A/B

lxvi

đến primary absorber như là dòng lean oil bổ sung khi có yêu cầu. Phần sản phẩm gasoline còn lại đưa đến phân xưởng xử lý gasoline (gasoline treating unit), với lưu lượng được điều khiển bởi bộ FIC-715, reset bởi bộ điều khiển mức LIC-736. Trong trường hợp Maximum Gasoline, dòng heavy naphtha từ cụm Fractionation sẽ được trộn chung với dòng này.

2.6.8. LPG amine absorberLPG amine absorber T-1556 loại H2S trong sản phẩm LPG bằng cách cho tiếp xúc với DEA.

T-1556 là một tháp đệm. LPG được nạp vào ở đáy và đi lên xuyên qua amine. Mức của mặt phân tách LPG-amine ở bên trên lớp đệm trên cùng được điều khiển bởi LIC-746 và được duy trì bằng cách điều khiển dòng rich amine ra khỏi đáy absorber. Dòng LPG lỏng ở đỉnh được đưa đến LPG amine Coalescer D-1555, tại đây amine cuốn theo sẽ bị tách ra. Dòng amine từ boot của D-1555 được đưa đến dòng rich amine bằng bộ điều khiển mức LIC-749. Dòng LPG từ bình D-1555 được đưa đến phân xưởng xử lý LPG (LPG treating unit).

lxvii

3. Mô tả quá trình điều khiển của phân xưởng.

3.1. Nguyên lý điều khiển của quá trình công nghệTham khảo chương 1. “Phần tiêu chuẩn kỹ thuật công nghệ”.

Vòng điều khiển then chốt trên Reactor và Regenerator là nhiệt độ đầu ra của Riser TIC-020. Nhiệt độ này nên được điều khiển với dao động là 1oC so với set point. Thermorcouple đặt gần đầu ra của Riser để đo nhiệt độ phản ứng. Nhiệt độ này là một hàm của lưu lượng xúc tác được nạp vào Riser qua RSV. Nhiệt độ phản ứng là tiêu chuẩn để chuẩn hóa dòng nguyên liệu của RFCC.

Để làm tăng độ bay hơi của dòng fresh feed, và cuối cùng là sản lượng sản phẩm, công nghệ MTC (mixed temperature control) được sử dụng. MTC chỉ được sử dụng khi vận hành ở mode maximum Gasoline với nguyên liệu là dầu hỗn hợp. Lưu lượng MTC được thiết lập để duy trì nhiệt độ mong muốn tại điểm phun nguyên liệu. Một thermocouple được đặt trước đầu phun MTC để đo nhiệt độ hỗn hợp hơi hydrocacbon và xúc tác.

Spent catalyst slide valve điều khiển mức xúc tác trong stripper bằng LIC-002 hoặc LIC-003 bằng cách điều chỉnh lượng spent catalyst từ stripper đến tháp tái sinh thứ nhất (first stage regenerator). Mức xúc tác trong stripper được đo bằng độ chênh áp và gởi một tín hiệu đến bộ điều khiển để thiết lập vị trí của slide valve. Cần đảm bảo mức tối thiểu stripper để đảm bảo tiến hành tốt quá trình stripping của hydrocacbon từ xúc tác và làm kín tại đầu ra diplegs của hệ thống tách đầu ra riser (riser outlet separation system).

Mức xúc tác trong tháp tái sinh thứ nhất được đo bởi 1 thiết bị đo chênh áp và gởi tín hiệu đến bộ điều khiển mức LIC-004 để thiết lập vị trí của plug valve. Plug valve điều chỉnh lượng xúc tác từ tháp tái sinh thứ nhất vào ống nâng vận chuyển lên tháp tái sinh thứ hai. Mức tối thiểu phải được duy trì trong tháp tái sinh thứ nhất để đảm bảo tái sinh tốt xúc tác và làm kín cyclone diplegs. Mức xúc tác thấp trong tháp tái sinh có thể không làm kín được diplegs và có thể gây ra dòng flue gas chạy ngược vào diplegs và làm mất xúc tác theo dòng flue gas. Mức xúc tác cao trong tháp tái sinh thứ nhất có thể gây ra thất thoát xúc tác từ cyclones do lượng xúc tác bị cuốn theo từ lớp xúc tác tăng lên.

Trong suốt quá trình hoạt động bình thường, mức xúc tác trong tháp tái sinh thứ 2 LIC-007 không được điều khiển, nhưng phụ thuộc vào tổng lượng xúc tác có trong phân xưởng. Mức xúc tác này phải được theo dõi và điều chỉnh bằng cách liên tục rút xúc tác cân bằng ra khỏi Tầng tái sinh thứ nhất do xúc tác mới được liên tục bổ sung vào hệ thống. Mức xúc tác trong tháp tái sinh thứ 2 phải được giữ trong giới hạn thích hợp với những lý do như đã đề cập trong tầng tái sinh thứ nhất.

lxviii

Tổng lượng xúc tác lấy ra hằng ngày được điểu chỉnh bằng bộ điều khiển timer HIC-018 dựa trên yêu cầu vận hành để đạt sự cân bằng cho tổng lượng xúc tác.

Áp suất của tháp tái sinh được điều khiển bằng flue gas slide valve SV-1503/1504, các valve này điểu khiển dòng flue gas từ các tháp tái sinh. Áp suất PIC-146 của tháp tái sinh thứ nhất được điều khiển trực tiếp bằng slide valve SV-1503. Độ chênh áp PDIC-172 giữa tháp tái sinh thứ nhất và thứ hai được điều khiển bằng flue gas slide valve SV-1504. Độ chênh áp này được thiết lập để cung cấp đủ độ chênh áp qua plug valve PV-1501 cho việc điều khiển ổn định mức của các Thiết bị tái sinh. Áp suất của disengager thông qua áp suất của main fractionator được điều khiển tại Bình hồi lưu D-1514 của Tháp chưng cất chính. Mục tiêu chính trong vận hành là thiết lập áp suất của main fractionator ở mức thấp nhằm đạt hiệu quả cao trong vận hành và áp suất của tháp tái sinh được điều chỉnh nhằm đạt được cùng một tổn thất áp suất các catalys slide valves.

Một nguyên tắc chung, bất kỳ sự thay đổi nào trong các bình nên được điều chỉnh một cách từ từ, từng bước cho phép slide valves ổn định vị trí mới một cách thích hợp và đạt được sự tuần hoàn ổn định của xúc tác. Phân xưởng được thiết kế sao cho cung cấp đủ độ chênh áp qua slide valve đảm bảo vận hành an toàn. Bộ điều khiển ưu tiên (override) được lắt đặt và sẽ đóng slide valve ngăn chặn dòng chảy ngược nguy hiểm khi chênh áp qua slide valve quá thấp. Độ chênh áp qua slide valve thông thường vào khoảng 0,3 – 0,5 bar để cung cấp sự điều khiển ổn định. Nên tránh độ chênh áp qua slide valve trên 0,7 bar do có thể gây ra ăn mòn valve. Không được phép để xảy ra chênh áp âm và bộ điều khiển PDIC cần được thiết lập và nhận quyền ưu tiên điều khiển khi chênh áp thấp hơn 0,1 bar. Dòng xúc tác tuần hoàn tốt là thông số quan trọng cho vận hành thành công của công nghệ R2R. Điều này đạt được thông qua việc aeration và fluidization một cách thích hợp trong các đường ống vận chuyển xúc tác, cũng như việc điều khiển cân bằng áp suất của phân xưởng.

Khi xảy ra trường hợp shutdowm khẩn cấp, catalyst slide valves sẽ được đóng tự động khi xảy ra mất nguồn nguyên liệu và/hoặc không khí cung cấp cho Thiết bị tái sinh.

Điều khiển MTC

Việc điều khiển nhiệt độ hỗn hợp nguyên liệu và xúc tác đóng vai trò quyết định nhằm hóa hơi hoàn toàn các hydrocacbons có thể chuyển hóa thành sản phẩm nhẹ hơn. Điều này có thể đạt được một cách độc lập với nhiệt độ đầu ra của riser, thông số điều khiển quan trọng hàng đầu của quá trình phản ứng. Thông thường, nhiệt độ đầu ra của riser được duy trì bằng cách tuần hoàn xúc tác đã tái sinh qua regenerated catatlyst slide valve. Nhiệt độ hỗn hợp nguyên liệu + xúc tác được đo ở vị trí thích hợp sau điểm phun nguyên liệu. Nhiệt độ này có thể được điều khiển bằng cách bổ sung thêm một điểm phun hydrocacbon lỏng cách đầu phun nguyên liệu vài mét về phía trên.

lxix

Do đó với dòng MTC có thể tăng nhiệt độ của dòng hỗn hợp nguyên liệu + xúc tác trong khi đó vẫn duy trì được nhiệt độ đầu ra của riser hoặc thậm chí có thể giảm được nhiệt độ đầu ra của Riser. Vì vậy việc tối ưu hóa nhiệt độ xúc tác, lưu lượng tuần hoàn xúc tác tối ưu, và phản ứng cracking xúc tác mong muốn có thể được điều chỉnh một cách riêng biệt.

Công nghệ MTC đưa ra khả năng vận hành vùng phun nguyên liệu ở nhiệt độ cao hơn nhờ đó thúc đẩy độ bay hơi mà không xảy ra over-cracking trong riser và nhiệt độ đầu ra của riser vẫn được duy trì ở nhiệt độ thấp hơn. MTC bổ sung khả năng hấp thụ nhiệt, nhưng trong trường hợp này việc lấy đi nhiệt xảy ra bên phần disengager. Quá trình làm nguội được tiến hành bằng cách hóa hơi dòng hydrocachons lỏng nạp vào ở vị trí phun MTC. Sự bay hơi của MTC hấp thụ nhiệt, nhiệt này được sử dụng trong các thiết bị sản xuất hơi, thiết bị gia nhiệt hoặc thiết bị đun sôi lại trong cụm chưng cất.

Bản chất của dòng MTC phụ thuộc vào từng tình huống cụ thể. Nếu dòng heavy naphtha được sử dụng như dòng MTC, thì MTC hoạt động một cách cơ bản như là một chất hấp thụ nhiệt. Tính chất thơm của heavy naphtha làm cho nó trở nên tương đối trơ. Và kết quả là, sản lượng LPG và light gasoline, sẽ được tăng lên và quá trình đạt được độ chuyển hóa cao hơn. Khi sử dụng heavy naphtha, lượng coke tạo ra thêm trong riser (delta-coke) sẽ được tối thiểu và do đó tỷ lệ C/O sẽ tăng lên. Để tránh hiện tượng over-cracking, nhiệt độ đầu ra của riser có thể giảm xuống khoảng 10oC khi lưu lượng MTC là 20% của dòng nguyên liệu. Nếu cân bằng nhiệt của phân xưởng không ở mức tới hạn, các phân đoạn nặng hơn như LCO, HCO có thể được sử dụng.

3.2. Thông số công nghệ của cụm reactor và regeneration.

3.2.1. Tổng quát.Công nghệ R2R sẽ vận hành ổn định trong khoảng điều kiện rộng. Mode vận hành được chọn sẽ tác động đến việc phân phối và chất lượng của sản phẩm. Người vận hành chọn chế độ làm việc để đạt tối đa sản phẩm mong muốn tương ứng với các nguồn nguyên liệu khác nhau hoặc để thỏa mãn nhu cầu và những giới hạn của Nhà máy lọc dầu. Việc chú ý cẩn thận đến thông số công nghệ và hiệu quả của phân xưởng sẽ đưa ra một chế độ vận hành tối đa lợi nhuận trong khi giảm thiểu sự cố và upsets.

Chất lượng của phản ứng xác định chất và lượng của sản phẩm phụ thuộc vào:

- nhiệt độ đầu ra của riser- áp suất của reactor- hoạt tính xúc tác.

Chất lượng của quá trình tái sinh phụ thuộc vào:

- Cân bằng tổng lượng không khí của các Thiết bị tái sinh- Nhiệt độ của các Thiết bị tái sinh

lxx

- Thời gian lưu trong các Thiết bị tái sinh- Vận tốc tầng sôi của các Thiết bị tái sinh

Chất lượng của quá trình stripping sẽ ảnh hưởng đến sản lượng thông qua delta-coke, thông số quyết định điều kiện làm việc của quá trình tái sinh xúc tác và hơn nữa là quá trình tuần hoàn xúc tác.

Quá trình phản ứng và tái sinh phụ thuộc lẫn nhau thông qua tổng cân bằng nhiệt. Cân bằng nhiệt phụ thuộc vào các thông số sau:

- tính chất của dòng nguyên liệu- nhiệt độ của dòng nguyên liệu- sản lượng coke, delta-coke và tỷ lệ C/O.

Nhiệt được mang từ vùng tái sinh sang vùng phản ứng bằng dòng tuần hoàn xúc tác. Cần đạt được sự cân bằng áp suất thích hợp để đảm bảo tuần hoàn xúc tác một cách suôn sẽ.

3.2.2. Nhiệt độ đầu ra của RiserNhiệt độ vận hành đầu ra của riser thường sẽ được thiết lập để đạt độ chuyển hóa mong muốn. Điển hình là, nhiệt độ 510oC tương ứng với chế độ vận hành maiximum distillate và nhiệt độ 525-530oC sẽ tương ứng với chế độ vận hành maximum gasoline. Nhiệt độ này được điều khiển bằng vị trí của RSV cho phép nhiều hay ít xúc tác nóng đã tái sinh tiếp xúc và trộn với dòng nguyên liệu vào.

Khi xúc tác nóng tiếp xúc với nguyên liệu tại đáy của riser, dầu sẽ hóa hơi gần như ngay lập tức. Hỗn hợp đồng nhất dầu và xúc tác đạt được nhiệt độ cao hơn nhiệt độ tại đỉnh của riser khoảng 30-40oC. Shock nhiệt ban đầu gây ra cracking nhiệt, trong khi đó cracking xúc tác bắt đầu sau khi dầu chuyển thành hơi, và các phân tử tiếp xúc với các điểm hoạt động của xúc tác.

Khi quá trình cracking xúc tác diễn ra và hỗn hợp dầu/xúc tác đi lên phần trên của riser, sẽ xảy ra hiện tượng tụt giảm nhiệt độ do phản ứng cracking là quá trình thu nhiệt. Tại đỉnh của riser số mole của sản phẩm lớn hơn 3.5-5.0 lần số mole của dòng nguyên liệu.

Nhiệt độ của riser có mối quan hệ phức tạp với các thông số khác trong quá trình cracking. Sự tăng nhiệt độ của riser thường kéo theo:

- tăng độ chuyển hóa- tăng sản lượng dry gas- tăng sản phẩm LPG- tăng hoặc giảm (over cracking) sản lượng gasoline phụ thuộc vào độ nghiêm ngặt

của phản ứng.- tăng chỉ số octane của gasoline- giảm sản lượng LCO và slurry

lxxi

- tăng nhẹ sản lượng coke

Đây chỉ là xu hướng thay đổi của quá trình. Muốn định lượng được các thay đổi cần phải tính toán cân bằng nhiệt và vật chất cũng như sự tương quan về sản lượng. Chất lượng của xúc tác cũng ảnh hưởng đến phạm vi thay đổi.

3.2.3. Áp suất của DisengagerÁp suất thấp trong vùng phản ứng về mặt nhiệt động học sẽ cải thiện được sản lượng sản phẩm. Tuy nhiên việc chọn áp suất trong disengager phải dựa vào việc tính toán kích thước thiết bị và và áp suất nhỏ nhất wet gas compressor có thể làm việc hiệu quả. Áp suất khoảng 0.8 barg được xem là giá trị tối ưu cho tất cả các loại nguyên liệu nặng được chế biến.

3.2.4. Hoạt tính của xúc tác.Trong các phân xưởng cracking thông thường (nguyên liệu là dầu nhẹ), hoạt tính của xúc tác được đo theo 2 cách khác nhau, từ vận hành thực tế và trong phòng thí nghiệm.

Trong thực tiễn, hàng tuần mẫu xúc tác cân bằng được đưa tới phòng thí nghiệm của nhà cung cấp xúc tác. Tại đó các phương pháp test chuẩn (nguyên liệu và điều kiện vận hành) được thực hiện để kiểm tra hoạt tính của xúc tác. Các chỉ tiêu phân tích như: diện tích bề mặt, tỷ trọng, thể tích của lỗ, sự phân phối kích thước hạt, hàm lượng kim loại, tất cả đều được ghi lại rõ ràng. Hoạt tính của xúc tác đo được có mối quan hệ với độ chuyển hóa hiện có tại phân xưởng vận hành thực tế với một nguyên liệu khác. Sự tương quan của phương pháp đo ở phòng thí nghiệm chỉ ở mức độ nào đó nới lỏng sự khó khăn trong việc định lượng một cách chính xác do sự khác biệt không chỉ ở nguyên liệu mà còn liên quan đến phương pháp vận hành phân xưởng. Điều này dẫn tới mối quan hệ có tính định hướng khi xem rằng trong các quá trình cracking xúc tác, hoạt tính xúc tác cao hơn sẽ cho độ chuyển hóa lớn hơn.

Trong quá trình cracking cặn, hoạt tính của xúc tác không giữ mối tương quan giữa phép đo phòng thí nghiệm và vận hành phân xưởng như trên. Sự phức tạp của việc định lượng tăng lên đòi hỏi phải sử dụng các thông số khác liên quan đến độ chuyển hóa. Diện tích bề mặt xúc tác và nồng độ của các kim loại nặng và kiềm bám trên xúc tác cung cấp cơ sở chính xác hơn để dự đoán hiệu quả của phân xưởng. Đây là thông tin bổ sung thêm vào các thông tin chi tiết về đặc tính của xúc tác. Trong khi tính chất của xúc tác và sản lượng dự đoán của sản phẩm được dự đoán từ giai đoạn phát triển xúc tác, hiệu quả thực sự của xúc tác chỉ có thể được xác định chính xác từ các thông số vận hành của phân xưởng.

Hoạt tính của xúc tác được đo tốt nhất là từ thông số vận hành của phân xưởng. Độ chuyển hóa được tính từ sản lượng của phân xưởng bao gồm cả sản lượng cốc và khí. Sự giám sát chặt chẽ sản lượng, các thay đổi trong hàm lượng kim loại và diện tích bề mặt

lxxii

xúc tác là phương pháp đo tốt nhất để duy trì mức độ hoạt tính mong muốn. Hoạt tính xúc tác nên được hiểu theo nghĩa không chỉ là mức độ chuyển hóa mà còn là khả năng của xúc tác có thể sinh ra lượng lớn nhất các sản phẩm có giá trị và gasoline có chỉ số octane cao, trong khi đó sản lượng coke và khí khô phải được tối thiểu.

Hoạt tính của xúc tác phải được duy trì bằng cách bổ sung liên tục xúc tác mới. Lưu lượng cần bổ sung thay đổi tùy theo chất lượng nguyên liệu, mức độ chuyển hóa mong muốn, điều kiện vận hành, và loại xúc tác. Thông thường, lưu lượng xúc tác bổ sung vào khoảng 1-4 kg xúc tác trên 1000kg nguyên liệu là cần thiết để duy trì độ chuyển hóa mong muốn. Cần giám sát thường xuyên tính chất của xúc tác cân bằng và hàm lượng kim loại (Ni, V, Na,…) để cung cấp sự điều chỉnh tối ưu lưu lượng bổ sung xúc tác.

3.2.5. Cân bằng khí của Regenerators.Việc giảm lượng cốc trên xúc tác xuống còn nhỏ hơn 0.05 wt% yều cầu một lượng khí định trước chưa tính đến phương thức phân phối khí giữa hai tháp tái sinh. Hai tầng tái sinh cung cấp sự linh hoạt trong việc phân chia tổng lượng khí cần có. Khi có một số ràng buộc như nhiệt độ tối đa của regenerator bed và thành phần flue gas mong muốn, thì độ tự do trong việc phân chia lượng khí cần có bị giảm xuống. Tuy nhiên, việc xác lập lưu lượng không khí nhất định đến mỗi tháp tái sinh có ưu điểm lớn.

Nhiệt độ thiết kế của tháp tái sinh thứ nhất là 770oC, do đó cần phải khống chế quá trình đốt coke để giới hạn nhiệt độ này không bị vượt quá. Quá trình cháy của CO tăng nhanh ở nhiệt độ lớn hơn 650oC. Kết quả là nồng độ CO thấp hơn và yêu cầu không khí lớn hơn khi tăng nhiệt độ của regenerator bed. Khi đốt cháy coke để hình thành CO và hơi nước lượng nhiệt tạo ra sẽ bằng một nửa khi cùng một lượng coke được đốt cháy để hình thành CO2 và hơi nước. Nhiệt độ cao hơn khi sản phẩm cháy là CO2 tạo điều kiện thuận lợi cho quá trình cháy CO thành CO2. Nếu lưu lượng không khí được giới hạn thì độ chuyển hóa CO thành CO2 được điều khiển và nhiệt độ của regenerator bed được giữ thấp hơn. Nhưng cùng lúc đó lượng coke còn lại trên xúc tác sẽ nhiều hơn. Mục tiêu chính là xác định một lượng không khí vào tháp tái sinh thứ nhất nhằm giới hạn nhiệt độ của regenerator bed và sản lượng CO trong flue gas.

Mục tiêu trong tháp tái sinh thứ 2 là đốt cháy hoàn toàn lượng coke còn lại thành CO2. Nhiệt độ của regenerator bed được cho phép tăng tới khoảng 810oC (thiết kế cơ khí: 840oC). Lượng không khí được điều chỉnh để đạt được 2-3 mole % O2 tự do trong flue gas để đảm bảo rằng nồng độ CO trong flue gas nhỏ hơn 0.05 mole%

Sự phân chia lượng không khí cần có như nêu trên cũng có ưu điểm là giảm tối thiểu độ mất hoạt tính xúc tác. Hầu hết Hydro có trong coke được đốt cháy trong tháp tái sinh thứ nhất. Vì vậy hơi tạo ra ở nhiệt độ thấp hơn và ít gây ra mất hoạt tính xúc tác. Do chỉ một phần nhỏ của tổng lượng Hydro có trong coke sẽ được đốt cháy trong tháp tái sinh thứ 2,

lxxiii

nhờ đó giảm được nồng độ hơi nước trong môi trường nhiệt độ cao. Lượng flue gas từ mỗi tháp tái sinh được đưa ra ngoài theo các đường dẫn riêng biệt tùy thuộc nồng độ CO.

3.2.6. Nhiệt độ của tháp tái sinh.a) Nhiệt độ của pha nặng (Dense phase)

First stage

Nhiệt độ pha nặng của tháp tái sinh thứ nhất là một hàm của nhiệt độ riser, lượng coke được đốt và lưu lượng tuần hoàn xúc tác. Nhiệt độ được điều khiển bằng cách làm thay đổi lưu lượng dòng không khí cấp cho Tầng tái sinh thứ nhất. Lưu lượng dòng không khí nên được điều chỉnh để nhiệt độ không vượt quá 730oC.

Second stage

Nhiệt độ dense bed của tháp tái sinh thứ 2 cũng là một hàm của lượng coke được đốt và lưu lượng tuần hoàn xúc tác. Nhiệt độ hoạt động bình thường thường cao hơn nhiệt độ dense bed của tháp tái sinh thứ nhất khoảng 100oC. Nhiệt độ này không được điều khiển một cách độc lập do trong vận hành bình thường lưu lượng dòng không khí đến tháp tái sinh thứ hai được điều chỉnh để đạt được sự đốt cháy hoàn toàn CO (2-3% mole O2 dư trong flue gas).

Trong bất kỳ trường hợp nào, cần phải duy trì nhiệt độ tối thiểu trong catalyst dense bed đảm bảo cho quá trình cháy được tiến hành một cách thích hợp (khoảng 680oC).

b) Nhiệt độ của Dilute phase

Thông thường nhiệt độ của dilute phase được vận hành không chênh lệch quá 10oC so với nhiệt độ của dense phase tương ứng. Xúc tác được sử dụng, khi không được hoạt hóa, có những tính chất làm tăng sự cháy trong dense bed. Những tính chất này cùng với lượng xúc tác thích hợp chứa trong densed phase bảo đảm rằng tất cả O2 cần cho quá trình cháy sẽ bị đốt cháy ngay trong dense bed, loại bỏ khả năng xảy ra after burning.

3.2.7. Thời gian lưu trong tháp tái sinh.Thời gian lưu của xúc tác trong tháp tái sinh là thông số then chốt ảnh hưởng đến chất lượng của quá trình tái sinh. Mức xúc tác trong 2 thiết bị tái sinh được tối ưu phụ thuộc vào nhiệt độ tái sinh để đạt được lượng xúc tác cần có.

Thông thường tổng thời gian lưu thong 2 tháp tái sinh khoảng 6 phút đủ để đạt được hàm lượng carbon trên xúc tác đã tái sinh lấy ra khỏi tháp tái sinh thứ hai nhỏ hơn 0.05wt%, điều này được xem như là giá trị mục tiêu để tái sinh tốt.

Trong suốt quá trình vận hành bình thường, phải chú ý luôn duy trì mức xúc tác ở mức làm việc bình thường. Mức xúc tác thấp sẽ ảnh hưởng đến chất lượng tái sinh, ngược lại mức xúc tác cao sẽ ảnh hưởng đến lượng xúc tác bị cuốn theo vào cyclones và kết quả là sẽ làm tăng mất mát xúc tác.

lxxiv

3.2.8. Tốc độ trong tháp tái sinhChất lượng của quá trình đốt coke phụ thuộc vào sự giả lỏng của xúc tác. Quá trình đốt coke yêu cầu sự trộn lẫn tốt giữa xúc tác và không khí và do đó dòng hỗn loạn được yêu cầu trong dense bed của tháp tái sinh. Tương ứng với tốc độ bề mặt trong khoảng từ 1 đến 1.3m/s. Vận tốc tối thiểu là 0.5m/s nên được giữ trong mọi trường hợp (đặc biệt khi giảm công suất vận hành).

3.2.9. Vận hành stripperViệc loại bỏ hydrocacbon nhẹ còn lại trên xúc tác sau khi tách ra trong reactor được thực hiện bằng cách phun hơi nước vào stripper dense bed qua các steam rings. Lượng hơi nước được điều chỉnh phụ thuộc vào tốc độ tuần hoàn xúc tác và nguyên liệu. Lưu lượng hơi nước được điểu chỉnh trên vòng hơi chính trong khi giữ tốc độ không đổi lưu lượng hơi nước đến upper và lower ring. Hiệu quả của quá trình stripping được đo bằng nồng độ hydro trên coke. Stripping được xem là hiệu quả khi hydro trên coke là khoảng 6 wt %.

3.2.10. Cân bằng nhiệtCụm phản ứng và tái sinh có thể được xem như là một vòng trao đổi nhiệt kín trong đó xúc tác được tuần hoàn giữa thiết bị gia nhiệt (tháp tái sinh) và thiết bị làm lạnh (riser). Dòng xúc tác nóng được làm lạnh trong riser thông qua sự bay hơi và cracking của nguyên liệu và được gia nhiệt lại trong thiết bị tái sinh bằng cách đốt cháy coke sinh ra trong phản ứng cracking. Nhiệt độ đầu ra của riser điều khiển regenerated catalyst slide valve để cung cấp đủ dòng xúc tác nóng và duy trì riser ở nhiệt độ mong muốn.

Nhiệt dung riêng biểu hiện bằng các thay đổi nhiệt độ của Riser và tháp tái sinh là rất nhỏ so với lượng nhiệt đốt cháy coke (heating medium), lượng nhiệt để hóa hơi nguyên liệu và nhiệt để cracking (cooling medium)

Có thể xem có sự cân bằng nhiệt năng trong phân xưởng khi nhiệt hóa hơi và cracking nguyên liệu được cung cấp bởi quá trình đốt coke trong thiết bị tái sinh.

Tính toán cân bằng nhiệt của quá trình cho thấy năng lượng giải phóng từ phản ứng đốt cháy coke (carbon và hydro) trở thành:

- nhiệt dung riêng và ẩn nhiệt của các dòng khí- nhiệt dung riêng và ẩn nhiệt của dòng sản phẩm từ Thiết bị phản ứng - nhiệt để cracking

Một cách khác, trong quá trình đoạn nhiệt này sản lượng coke chính là lượng cần thiết để thõa mãn yêu cầu nhiệt.

Các thông số vận hành phụ thuộc sẽ tự động thiết lập điều kiện tại đó đủ lượng coke được tạo ra để sản xuất lượng nhiệt cháy theo yêu cầu gia nhiệt và hóa hơi nguyên liệu, cung cấp nhiệt cho phản ứng hóa học, và bù đắp lượng nhiệt mất mát khác từ quá trình.

lxxv

Thông số độc lập quan trọng nhất của phân xưởng RFCC là nhiệt độ đầu ra của riser. Hai thông số độc lập quan trọng khác là nhiệt độ đầu vào của dòng nguyên liệu và lưu lượng của dòng MTC. Nhiệt độ đầu ra của riser được chọn dựa trên loại nguyên liệu chế biến và phân phối sản lượng mong muốn. Nhiệt của phản ứng và coke tạo thành, tốc độ tuần hoàn xúc tác, và nhiệt độ tháp tái sinh thay đổi khi nhiệt độ đầu ra riser thay đổi. Nhiệt độ preheat của nguyên liệu, lưu lượng dòng MTC, có thể được điều chỉnh để điều khiển các thông số vận hành này trong khoảng tối ưu. Nhiệt độ tối ưu của đầu ra riser thay đổi tùy theo mục tiêu vận hành và nguyên liệu.

Nếu nhiệt độ dòng nguyên liệu giảm, lượng xúc tác nóng đã tái sinh được yêu cầu nhiều hơn để gia nhiệt cho hỗn hợp phản ứng. RSV sẽ mở thêm ra và tỷ lệ xúc tác/dầu sẽ tăng. Lượng coke tạo thành sẽ tăng bởi vì tỷ lệ xúc tác/dầu tăng. Lượng nhiệt cấp vào RFCC thấp hơn từ feed preheat exchangers sẽ được bù lại bằng cách đốt cháy lượng coke bổ sung này. Khi nhiệt độ tháp tái sinh tăng lên tỷ lệ xúc tác/dầu sẽ đạt được giá trị cân bằng mới. Vì vậy, nhiệt độ nguyên liệu có thể được điều chỉnh để tác động đến độ chuyển hóa với chi phí chính là lượng coke tạo thành.

Nếu chất lượng của nguyên liệu thay đổi chẳng hạn coke tạo thành tăng, nhiệt độ tháp tái sinh sẽ tăng và RSV sẽ đóng bớt lại khi nó cảm nhận được sự tăng nhiệt độ của đầu ra riser. Do đó tỷ lệ xúc tác/dầu sẽ giảm, độ chuyển hóa giảm, và coke tạo thành giảm. Mặc dù phân xưởng sẽ đạt được điểm vận hành cân bằng ổn định mới, có thể cần sự điều chỉnh của các thông số khác để duy trì phân bố sản phẩm mong muốn tại mức cân bằng nhiệt mới.

Nếu thành phần phần trăm của cặn trong nguyên liệu trở nên quá cao có thể làm mất đi sự linh hoạt của cân bằng nhiệt. Trong trường hợp này, coke tạo thành do bản chất của dòng nguyên liệu trở thành nguồn tạo coke chính và sự thay đổi trong tỷ lệ xúc tác/dầu có ảnh hưởng nhỏ hơn đến toàn bộ lượng coke tạo thành. Trong trường hợp này, sự tăng nhiệt độ gia nhiệt của nguyên liệu có thể gây ra nhiệt độ rất cao của tháp tái sinh do lượng coke tạo thành bám trên xúc tác tăng lên và giảm đáng kể tỷ lệ xúc tác/dầu. Kết quả là độ chuyển hóa trở nên rất kém (đến mức không chấp nhận được). Nếu dòng MTC tăng lên, nhiệt độ đầu ra của riser bắt đầu giảm và RSV sẽ mở ra khi nó cảm biến được nhiệt độ đầu ra riser thấp hơn. Nhờ đó tỷ lệ xúc tác/dầu sẽ tăng lên, nhiệt độ vùng hỗn hợp nguyên liệu + xúc tác sẽ tăng, độ chuyển hóa tăng, và sản lượng coke/slurry giảm.

Khi setpoint của nhiệt độ đầu ra riser thay đổi, RSV sẽ thay đổi tức khắc tỷ lệ xúc tác/dầu để thõa mãn yêu cầu nhiệt mới của Riser. Trước khi hệ thống đạt được trạng thái ổn định và thiết bị tái sinh cân bằng tại nhiệt độ mới, hệ thống sẽ qua một trạng thái chuyển tiếp do tổng lượng xúc tác lớn có trong phân xưởng. Trong suốt quá trình chuyển tiếp, tín hiệu vận hành có thể bị rối loạn. Ví dụ, nhiệt độ đầu ra riser cao hơn yêu cầu tốc độ tuần hoàn xúc tác cao hơn và coke tạo thành lớn hơn. Nhưng xúc tác phải mất thời gian để di

lxxvi

chuyển qua riser, disengager, stripper và đường vận chuyển xúc tác đến thiết bị tái sinh. Ban đầu nhiệt độ trong thiết bị tái sinh sẽ sụt giảm do yêu cầu nhiệt đột ngột của riser. Cuối cùng phân xưởng sẽ cân bằng nhiệt bằng cách tạo ra nhiều coke hơn, và nhiệt độ tháp tái sinh sẽ tăng lên. Nhiệt độ cao này sẽ làm giảm lưu lượng tuần hoàn xúc tác. Kết quả là hệ thống có thể quay về đạt tỷ lệ xúc tác/dầu tối ưu nếu nhiệt độ preheat nguyên liệu được điều chỉnh để bù vào nhu cầu nhiệt bổ sung của riser.

3.2.11. Chất lượng nguyên liệu:Trong cracking xúc tác sự thiếu hụt hydro thường xảy ra do hiện tượng phân tách của các phân tử hydrocacbon và do nhu cầu hydro kết hợp với các sản phẩm cracking. Những hydrocarbon có phân tử lượng lớn có nồng độ hydro thấp hơn hydrocarbon có phân tử lượng nhỏ. Khi quá trình cracking sản sinh ra hydrocarbon nhẹ hơn nguyên liệu, hydro được lấy từ hydrocarbon có phân tử lượng lớn hơn.

Những phân tử cho hydro có thể trở nên thiếu hydro và có xu hướng tạo thành coke. Vì vậy, dễ thấy rằng sản lượng của hydrocarbon nhẹ hoặc độ chuyển hóa phụ thuộc vào tổng lượng hydro có trong nguyên liệu. Độ API và đường cong chưng cất xác định mức độ sẵn có của hydro có thể được sử dụng để tạo ra các sản phẩm nhẹ. Ngay cả khi đường cong chưng cất không được xác định rõ ràng, độ API vẫn có thể cho một chỉ số về chất lượng của nguyên liệu, do nhìn chung độ API của nguyên liệu càng nhỏ thì khoảng sôi càng cao và ít hydro.

Một phần kim loại có trong nguyên liệu, có ảnh hưởng bất lợi đến hiệu suất. Ni, vanadi, đồng và sắt được mang theo dòng nguyên liệu sẽ lắng tụ trên chức xúc tác và trải qua một cơ chế phản ứng phức tạp làm giảm hoạt tính xúc tác. Quá trình giảm hoạt tính dần dần tăng lên đến mức kim loại nào đó trên xúc tác, và khi hàm lượng kim loại lớn hơn 10.000ppm thì hoạt tính xúc tác bị giảm một cách nhanh chóng. Nếu không thể giảm hàm lượng kim loại trong dòng nguyên liệu để điều khiển quá trình nêu trên thì việc bổ sung xúc tác mới thay thế xúc tác trong thiết bị phải được thực hiện với lưu lượng lớn đủ để giữ hàm lượng kim loại trên xúc tác nằm trong mức yêu cầu.

Natri và các kim loại kiềm khác cũng gây ngộ độc xúc tác. Cần tránh không để hàm lượng Natri vượt mức 1ppm trong nguyên liệu. Natri làm giảm điểm chảy của xúc tác làm cho xúc tác trở nên nhạy cảm hơn với nhiệt độ cao.

Nito và lưu huỳnh trong nguyên liệu ảnh hưởng bất lợi đến phản ứng cracking, nhưng ít gây hại hơn. Cả nito và lưu huỳnh đều kết hợp với hydro làm giảm lượng hydro có thể được sử dụng để hình thành các hydrocacbon có giá trị. Hơn nữa, về cơ bản NH 3 có tính kiềm sẽ làm trung hòa chức axit của xúc tác.

Trước đây, Conradson carbon trong nguyên liệu được cho là chuyển hoàn toàn thành coke. Lượng coke trên bề mặt xúc tác được đốt cháy trong thiết bị tái sinh, và càng nhiều

lxxvii

coke sản sinh ra nhiệt độ càng cao. Vì vậy, việc tăng Conradson carbon trong nguyên liệu được xem là sẽ dẫn đến các điều kiện không thể vận hành được phân xưởng cracking xúc tác. Khi công nghệ R2R được phát triển, giới hạn nhiệt độ được tăng lên để có thể xử lý được các quá trình có lượng coke cần được đốt cao hơn. Cùng lúc đó, lý thuyết cho rằng là 100% conradson carbon chuyển hóa thành coke được coi là sai. Chỉ khoảng 50% lượng Conradson carbon chuyển hóa thành coke, trong khi phần còn lại chuyển thành sản phẩm ở thể khí. Khi nồng độ Conradson carbon tăng lên, nhiệt độ của tháp tái sinh thứ 2 có xu hướng tăng lên. Việc điều chỉnh các thông số vận hành như nhiệt độ dòng nguyên liệu, áp suất disengager, lưu lượng hơi nước, lưu lượng hơi nước stripping, có thể bù vào quá trình coke hóa ở một mức độ nào đó.

Chú ý: Không được cho slop (các sản phẩm HC thu gom được trong nhà máy) vào nguyên liệu của phân xưởng. Các phụ gia có chứa đồng, mangan, natri, kali, clo hữu cơ và chì từ gasoline… ít nhất sẽ làm tăng lượng sản sinh khí và có thể gây hại cho xúc tác. Nito cũng sẽ trung hòa chức axit trong xúc tác và sẽ làm giảm độ chuyển hóa.

3.2.12. Nhiệt độ dòng nguyên liệuNhiệt độ preheat của nguyên liệu phải được điều chỉnh nhằm:

- đảm bảo độ nhớt thích hợp (khoảng 10 – 15cSt tại đầu phun nguyên liệu) nhằm đạt được sự phân tán thích hợp cho nguyên liệu.

- đảm bảo nhiệt độ tối thiểu để tránh ngưng tụ hơi nước trong đầu phun nguyên liệu.

Nhiệt độ dòng nguyên liệu phải được tối ưu phụ thuộc vào cân bằng nhiệt. Nhiệt độ dòng nguyên liệu ảnh hưởng đáng kể đến lượng coke tạo thành và nhiệt độ tháp tái sinh thứ 2 (xem phần tiếp theo liên quan tới sản sinh coke)

Chú ý rằng việc tăng nhiệt độ dòng nguyên liệu sẽ có kết quả:

- giảm lượng sinh coke- tăng nhiệt độ tháp tái sinh thứ 2

3.2.13. Sản lượng cốc, delta cốc, tỉ lệ xúc tác/dầu.Tỷ lệ xúc tác/nguyên liệu được tính là tỷ số giữa lưu lượng xúc tác chia cho lưu lượng nguyên liệu.

Delta coke là khoảng chênh lệch giữa phần trăm coke có trên xúc tác đã sử dụng và phần trăm coke có trên xúc tác đã tái sinh

Sản lượng coke tương ứng với tỷ lệ phần trăm lượng nguyên liệu chuyển hóa thành coke.

Ba thông số này phụ thuộc lẫn nhau theo các phương trình sau:

Sản lượng cốc = C/O* cốc

lxxviii

Treg2 = Treactor + coeff * cốc

Mối liên hệ này phản ánh cân bằng nhiệt giữa vùng phản ứng và vùng tái sinh.

Ba biến công nghệ này sẽ tự động thiết lập các điều kiện sao cho cân bằng nhiệt được thỏa mãn. Đối với một loại nguyên liệu và xúc tác cho trước lượng cốc tạo thành phụ thuộc vào nhiệt độ riser và nhiệt độ nguyên liệu. Thông thường, phân xưởng RFCC được tối ưu với C/O cao nhất và cốc thấp nhất có thể bởi các nguyên nhân sau:

C/O cao hơn cho phép:

- Cung cấp nhiều tâm hoạt tính cho phản ứng.- Tiếp xúc giữa xúc tác và nguyên liệu tốt hơn.- Hiệu quả truyền nhiệt giữa xúc tác và nguyên liệu cao hơn.

Chính vì những thuận lợi này mà khi đó độ chuyển hóa sẽ cao hơn. Nghĩa là lượng LPG, xăng, tổng lượng sản phẩm lỏng tạo thành nhiều hơn trong khi lượng cốc giảm.

Khi delta cốc thấp.

- Nhiệt độ tái sinh cũng thấp hơn.

Các phương pháp tăng C/O.

- Tăng nhiệt độ riser.- Giảm nhiệt độ nguyên liệu.

Lưu ý sự điều chỉnh 2 thông số trên chỉ nằm trong giới hạn nhất định do:

- Nhiệt độ của nguyên liệu không thể thấp hơn một giá trị tới hạn để duy trì nhiệt độ thích hợp cho việc phân tán nguyên liệu và để duy trì nhiệt độ tối thiểu cho quá trình bay hơi được thuận lợi.

- Nhiệt độ riser thường được chọn cố định cho từng chế độ vận hành (tối đa xăng hay tối đa distillate).

IFP đã phát triển công nghệ sử dụng dòng MTC, với việc sử dụng dòng này cho phép tách cân bằng nhiệt giữa vùng phản ứng và vùng tái sinh. Chính điều này tạo sự thuận lợi và uyển chuyển cho việc vận hành phân xưởng. Nếu chế độ vận hành yêu cầu giảm nhiệt độ đầu ra của riser, việc phun dòng lưu chất lạnh có vai trò như dòng làm lạnh sẽ giúp duy trì một nhiệt độ cao mong muốn tại vùng nạp liệu. Điều này tạo sự thuận lợi cho quá trình truyền nhiệt và bay hơi nguyên liệu.

3.2.14. Cân bằng áp, tuần hoàn xúc tác.Tuần hoàn xúc tác được thiết lập bởi sự chênh lệch cao độ của thiết bị phản ứng, thiết bị tái sinh và sự chênh áp cũng được tạo ra bởi sự khác nhau về tỷ trọng xúc tác. Trạng thái tầng sôi của xúc tác có thể được coi rất giống với tính chất của một chất lỏng thông thường.

lxxix

Tuần hoàn xúc tác ổn định đòi hỏi điều khiển cân bằng áp một cách chính xác thông qua việc điều khiển áp suất của thiết bị phản ứng, tái sinh và duy trì tỷ trọng xúc tác thích hợp trong ống standby và ở các vùng xúc tác sít đặc (densed bed).

Áp suất thiết bị phản ứng được điều khiển thông qua áp suất hồi lưu của tháp tách chính. Áp suất trong thiết bị phản ứng cao hơn áp suất trong bình hồi lưu và phần chênh lệch này chính bằng tổn thất áp suất qua tháp tách, thiết bị ngưng tụ đỉnh và đường ống giữa đầu ra thiết bị phản ứng và đỉnh của bình tách. Thông thường áp suất của thiết bị phản ứng được duy trì ở mức thấp nhất có thể trong giới hạn áp suất đầu hút của máy nén khí tại đỉnh bình hồi lưu.

Áp suất của Tầng tái sinh thứ nhất được điều khiển bởi slide van 2 đĩa, variable orifice trên đường khói thải và bộ điều khiển chênh áp giữa tầng một và tầng hai duy trì chênh áp không đổi giữa hai tầng tái sinh. Chênh áp giữa tầng một và hai thông thường là 0,7 bar và nên duy trì ổn định để quá trình vận chuyển xúc tác bằng khí nâng được thuận lợi. Áp suất tầng một cần được theo dõi và khống chế sao cho chênh áp qua các slide van là cân bằng, nghĩa là tổn thấp áp qua 2 slide van là như nhau. Tổn thất áp suất tối thiểu qua các slide van để điều khiển các van này một cách ổn định là khoảng 0,3 bar và tổn thất áp tối đa không quá 0,7 bar để tránh hiện tượng mài mòn.

Yếu tố cần thiết nhất để tuần hoàn xúc tác ổn định là duy trì sự chênh áp ổn định giữa thiết bị phản ứng và tái sinh. Để đạt được điều này mức xúc tác tại vùng stripping và tầng tái sinh thứ nhất luôn giữ ổn định trong khi mức xúc tác trong tầng tái sinh thứ hai có thể dao động giữa mức thấp nhất và cao nhất.

Lưu lượng xúc tác tuần hoàn được điều khiển bằng cách thay đổi độ mở của slide van trên đường xúc tác đã tái sinh, tốc độ tuần hoàn không thể đo trực tiếp mà được tính toán từ cân bằng nhiệt hay ước lượng từ độ mở và tổn thất áp suất của các slide van.

3.3. Các thông số công nghệ.

3.3.1. Giới thiệu.Hiệu quả của phân xưởng RFCC là sự kết hợp nhiều yếu tố liên quan như nguyên liệu, các thông số công nghệ, xúc tác, điều khiển và thiết kế công nghệ. Việc điều khiển hợp lý đòi hỏi sự cân bằng một cách chính xác các biến công nghệ. Chúng ta có thể tối ưu vận hành RFCC trong một giới hạn nhất định để đạt được hiệu quả cao nhất. Những hạn chế ảnh hưởng đến quá trình tói ưu đó là sự sẵn có của nguyên liệu, các giới hạn về cơ khí và các tiêu chuẩn môi trường.

Các hướng dẫn sau chỉ mang tính tổng quát và định hướng. Chi phí vận hành và giá trị của sản phẩm vẫn là yếu tố chủ đạo cho các quá trình tính toán tối ưu. Các biến công nghệ phụ thuộc lẫn nhau và các ảnh hưởng của nó khó dự đoán trước được. Ảnh hưởng

lxxx

của các thông số chính sẽ được xem xét trong phần tiếp theo, ví dụ sẽ được đưa ra để giải thích rõ hơn những ảnh hưởng của việc điều chỉnh các biến công nghệ này cho các mục đích cụ thể.

3.3.2. Các biến phản ứng của RFCC.Có thể phân chia biến công nghệ thành hai loại.

- Biến độc lập.- Biến phụ thuộc.

Bảng 1 liệt kê các biến độc lập chính, trong đó các biến cần chú ý nhất là nhiệt độ nguyên liệu, nhiệt độ đầu ra riser, hoạt tính xúc tác, thời gian lưu và chất lượng nguyên liệu. Các biến phụ thuộc được liệt kê trong bảng 2 bao gồm độ chuyển hóa (và độ chọn lựa sản lượng), nhiệt độ tái sinh và tỷ lệ xúc tác trên dầu.

BẢNG 1 CÁC BIẾN ĐỘC LẬP CỦA RFCC

Nhiệt độ đầu ra riser

Nhiệt độ nguyên liệu

Lưu lượng nguyên liệu

Hoạt tính xúc tác

Tính chất nguyên liệu

Thời gian tiếp xúc

Lưu lượng hồi lưu

Lưu lượng dòng tuần hoàn

Lượng không khí

BẢNG 2 CÁC BIẾN PHỤ THUỘC CỦA RFCC

Nhiệt độ tái sinh

Độ chuyển hóa

Cốc trên xúc tác (đã sử dụng và tái sinh)

Tỷ lệ xúc tác trên dầu

Tỷ lệ CO2/CO

Quá trình phản ứng và tái sinh là phụ thuộc lẫn nhau thông qua cân bằng nhiệt tổng quát. Các biến độc lập là các biến tác động đến cân bằng nhiệt và được phân loại dựa trên việc các biến này ảnh hưởng đến sản lượng cốc hay cốc trên xúc tác.

lxxxi

Các biến độc lập ảnh hưởng đến cân bằng nhiệt.

ẢNH HƯỞNG ĐẾN SẢN LƯỢNG CỐC ẢNH HƯỞNG ĐẾN CỐC

Lưu lượng nguyên liệu Tính chất nguyên liệu

Nhiệt độ nguyên liệu Áp suất phản ứng

Làm lạnh xúc tác Hoạt tính xúc tác

Nhiệt độ/độ ẩm không khí Độ chọn lọc của xúc tác

ẢNH HƯỞNG ĐẾN CỐC VÀ SẢN LƯỢNG CỐC

Lưu lượng dòng tuần hoàn

Nhiệt độ đầu ra riser

Lưu lượng hơi (dùng để nguyên tử hóa nguyên liệu, stripping)

Sản lượng cốc và cốc là các ví dụ điển hình của các biến phụ thuộc, các biến phụ thuộc chỉ có thể bị thay đổi một cách gián tiếp bởi sự thay đổi của các biến độc lập.

3.3.3. Ảnh hưởng của nhiệt độ nguyên liệu.Bảng 3 tóm lược các hưởng của việc tăng nhiệt độ nguyên liệu trong khi giữ nhiệt độ đầu ra riser không đổi. Nếu nhiệt độ nguyên liệu tăng và tốc độ tuần hoàn xúc tác không đổi thì khi đó nhiệt độ riser sẽ tăng.

Nếu nhiệt độ nguyên liệu tăng thì lượng xúc tác tuần phải giảm để tránh trường hợp nhiệt độ riser trở nên quá cao. Nhiệt độ riser được thiết lập tự động và được điều khiển bởi độ đóng mở của slide van trên đường xúc tác đã tái sinh, van này sẽ đóng dần khi nhiệt độ của nguyên liệu tăng.

Khi giảm tỷ lệ xúc tác/dầu sẽ dẫn đến một số thay đổi. Trước tiên, độ chuyển hóa thông thường là giảm, trong khi cốc có xu hướng tăng do lúc này lượng cốc tạo thành phân bố trên lượng xúc tác ít hơn. Khi cốc tăng nhiệt độ tháp tái sinh có xu hướng tăng và việc đốt cốc trở nên dễ dàng hơn, kết quả là lượng cốc trên xúc tác đã tái sinh giảm trong khi lượng cốc trên xúc tác đã sử dụng tăng nhẹ.

Ta có:

Sản lượng cốc = (xúc tác/dầu)*cốc

Khi nhiệt độ nguyên liệu tăng, cốc tăng nhẹ nhưng tỉ lệ xúc tác/dầu giảm đáng kể vì vậy sản lượng cốc cũng giảm đáng kể khi nhiệt độ nguyên liệu tăng. Có lẽ ảnh hưởng quan trọng nhất của việc tăng nhiệt độ nguyên liệu là giảm sản lượng cốc. Ngược lại, giảm nhiệt độ nguyên liệu sẽ làm tăng sản lượng cốc. Lượng không khí cung cấp đốt cốc giảm

lxxxii

khi nhiệt độ nguyên liệu tăng, nghĩa là đối với một lượng không khí cho trước thì có thể chuyển hóa lượng nguyên liệu nhiều hơn khi nhiệt độ nguyên liệu tăng.

Nhiệt độ của nguyên liệu thường được tăng trong các trường hợp sau:

1. Nếu cần xử lý lượng nguyên liệu lớn hơn với lượng không khí không đổi.

2. Nếu cần tăng nhiệt độ tháp tái sinh.

3. Nếu cần xử lý lượng nguyên liệu lớn hơn với lượng xúc tác tuần hoàn không đổi.

4. Nếu cần giảm tốc độ dòng khí trong tháp tái sinh để giảm lượng xúc tác thất thoát theo đường khói thải.

5. Nếu cần giảm lượng lượng xúc tác tuần hoàn hay lượng không khí khi lượng nguyên liệu không đổi.

6. Nếu cần giảm độ chuyển hóa.

Nhiệt độ của nguyên liệu thường được giảm trong các trường hợp sau:

1. Tăng độ chuyển hóa.

2. Giảm lượng sản phẩm khí.

3. Giảm nhiệt độ tháp tái sinh.

4. Tăng lượng xúc tác tuần hoàn.

BẢNG 3 ẢNH HƯỞNG CỦA NHIỆT ĐỘ NGUYÊN LIỆU

Tình huống: tăng nhiệt độ nguyên liệu và giữ nhiệt độ đầu ra riser không đổi

Kết quả:

Tuần hoàn xúc tác giảm.

Nhiệt độ tháp tái sinh tăng.

Carbon trên xúc tác đã tái sinh giảm.

Sản lượng cốc giảm.

Độ chuyển hóa và chỉ số octane thường giảm.

3.3.4. Ảnh hưởng của nhiệt độ đầu ra Riser Bảng 4 tóm lược những ảnh hưởng của việc tăng nhiệt độ đầu ra riser khi nhiệt độ của nguyên liệu không đổi.

Slide van trên đường xúc tác đã tái sinh được đóng mở tự động để điều khiển nhiệt độ tại vùng tách (disengager) của thiết bị phản ứng. Thông thường nhiệt độ tại vùng tách thấp

lxxxiii

hơn nhiệt độ đầu ra của riser khoảng vài độ bởi lượng nhiệt thất thoát và lượng nhiệt cung cấp cho các phản ứng cracking tiếp tục sau khi ra khỏi riser.

Trong hầu hết các trường hợp nhiệt độ đầu ra của riser thay đổi bởi sự thay đổi của lưu lượng xúc tác tuần hoàn. Nếu cần tăng nhiệt độ đầu ra của riser thì tăng thêm độ mở của slide van trên đường xúc tác đã tái sinh để tăng lượng xúc tác nóng qua riser.

Độ chuyển hóa của quá trình RFCC tăng khi tăng nhiệt độ phản ứng và tăng tỷ lệ xúc tác trên dầu. Lượng cốc tạo ra phải tăng nhằm cung cấp thêm lượng nhiệt cần thiết để gia nhiệt cho lưu chất phản ứng lên nhiệt độ cao hơn. cốc lúc này giảm nhẹ bởi lượng cốc phân bố trên một lượng xúc tác nhiều hơn.

Nhiệt độ tháp tái sinh tăng nhưng ít hơn lượng tăng của thiết bị phản ứng. Lượng cốc trên xúc tác đã tái sinh giảm bởi vì cốc sẽ dễ dàng bị đốt cháy khi nhiệt độ tháp tái sinh tăng. Tuy nhiên, do sản lượng cốc tăng nên lượng không khí cần để đốt cốc sẽ nhiều hơn.

Chỉ số octane và lượng sản phẩm khí sẽ tăng. Lượng xăng tạo thành tăng cho tới khi đạt tới điểm overcracking, hiện tượng overcracking thường xảy ra khi nhiệt độ đầu ra của riser nằm trong khoảng 5250C÷ 5350C. Khi nhiệt độ phản ứng vượt qua điểm overcracking sản lượng xăng sẽ giảm trong khi lượng LPG và khí khô tăng nhanh chóng.

Tóm lại, thay đổi nhiệt độ đầu ra riser là phương pháp nhanh nhất và đơn giản nhất để điều chỉnh độ chuyển hóa. Nâng nhiệt độ phản ứng là phương pháp thích hợp để tăng độ chuyển hóa, tăng chỉ số octane của xăng khi:

- Lượng sản phẩm khí chưa đạt tới giá trị tối đa.- Lượng xúc tác tuần hoàn vẫn còn có thể tăng được.- Chênh áp qua các slide van vẫn lớn hơn giá trị tối thiểu.- Có thể tăng lưu lượng không khí.- Nhiệt độ tháp tái sinh chưa đạt giới hạn tối đa.

Một phương pháp khác thích hợp hơn để tăng độ chuyển hóa, chẳng hạn như tăng hoạt tính xúc tác, khi:

- Công suất máy nén khí đã đạt giá trị tối đa.- Lượng xúc tác tuần hoàn bị giới hạn.- Công suất Air blower đạt giá trị tối đa.- Bắt buộc phải tăng lưu lượng nguyên liệu.

Việc lựa chọn nhiệt độ đầu ra của riser phụ thuộc vào nhiều yếu tố và việc tối ưu nhiệt độ phản ứng là một vấn đề khó khăn, phức tạp đòi hỏi phải sử dụng mô hình tính toán để mô phỏng nhiều ảnh hưởng khác nhau. Tuy nhiên, những gợi ý trên có thể được sử dụng ít ra là để định hướng cho việc lựa chọn nhiệt độ phản ứng thích hợp.

lxxxiv

3.3.5. Ảnh hưởng của thời gian lưu.Bảng 5 tóm lược những ảnh hưởng của thời gian lưu. Thời gian lưu được định nghĩa là tổng thời gian xúc tác và hơi dầu tiếp xúc trong ống riser. Thời gian lưu phụ thuộc vào lưu lượng nguyên liệu, lượng nguyên liệu, chiều dài và đường kính ống riser. Thời gian lưu có thể bị thay đổi bởi:

1. Thay đổi lưu lượng nguyên liệu.

2. Thay đổi lượng steam phân tán.

3. Thay đổi áp suất thiết bị phản ứng.

Áp suất vùng tách của thiết bị phản ứng tác động đến thời gian lưu vì nó ảnh hưởng đến thể tích của một lượng hơi cho sẵn. Chẳng hạn khi tăng áp suất hơi 0,1 bar thì thể tích hơi sẽ giảm và thời gian lưu tăng tương ứng 4,0%.

Giảm thời gian lưu kéo theo độ chuyển hóa giảm bởi vì các phân tử hydrocarbon có ít thời gian hơn để phản ứng. Lợi ích chính khi giảm thời gian lưu là khuynh hướng tạo cốc và cốc về cơ bản là giảm. Kết quả là nhiệt độ tái sinh giảm đáng kể và lượng xúc tác yêu cầu để gia nhiệt cho hơi dầu tăng. Sự chuyển hóa trở nên chọn lọc hơn với sản phẩm xăng trong khi đó sự tạo thành khí khô và cốc cũng ít đi.

lxxxv

BẢNG 4 ẢNH HƯỞNG CỦA NHIỆT ĐỘ RISER

Tình huống: tăng nhiệt độ đầu ra riser khi nhiệt độ nguyên liệu không đổi

Kết quả:

Tuần hoàn xúc tác tăng.

Độ chuyển hóa tăng.

Cốc giảm.

Nhiệt độ tái sinh tăng (ít hơn so với khoảng tăng của nhiệt độ Thiết bị phản ứng).

Carbon trên xúc tác đã tái sinh giảm.

Lượng không khí cần cung cấp tăng.

Octane tăng.

Lượng FG tăng.

Lượng LPG tăng, iso/olefin giảm.

Lượng xăng tăng.

Các nhà sản xuất nói chung thường không mong muốn vận hành phân xưởng ở độ chuyển hóa thấp khi thời gian lưu giảm, vì vậy một số điều chỉnh sẽ được áp dụng để khôi phục độ chuyển hóa bị giảm. Chẳng hạn như tăng nhiệt độ phản ứng hay tăng hoạt tính xúc tác tùy thuộc vào giới hạn của phân xưởng.

Một điểm quan trọng cần chú ý là thể tích của hơi thay đổi khi phản ứng xảy ra. Thể tích của hơi sản phẩm tăng 3,5 đến 5 lần so với thể tích hơi của nguyên liệu do các phân tử hydrocarbon bị bẻ gãy và thể tích tỉ lệ với số mole. Khi thể tích tăng thì tốc độ đi qua riser cũng tăng theo đó là lý do tại sao tốc độ tại đầu cuối của riser vào khoảng 20m/s. Để đơn giản, thời gian lưu có thể được tính toán dựa trên thể tích hơi của sản phẩm.

Tóm lại, thời gian lưu ngắn thì độ chọn lọc tăng do giảm thời gian cho các phản ứng tạo cốc và các phản ứng cracking nhiệt. Kết quả là delta cốc giảm, nhiệt độ tháp tái sinh thấp hơn, lượng xúc tác tuần hoàn nhiều hơn và lượng khí khô tạo thành ít hơn. Bên cạnh đó, điểm không thuận lợi là độ chuyển hóa giảm. Tuy nhiên điều này có thể được khắc phục bằng cách tăng hoạt tính xúc tác hay tăng nhiệt độ đầu ra riser.

BẢNG 5 ẢNH HƯỞNG CỦA THỜI GIAN LƯU

Tình huống: giảm thời gian lưu bằng cách cắt ngắn ống riser

Kết quả:

Độ chuyển hóa giảm.

Lượng fuel gas và LPG giảm nhẹ.

Iso/olefin giảm.

Nhiệt độ tái sinh giảm.

Xúc tác/dầu tăng.

Sản lượng cốc giảm.

Octane tăng nhẹ.

3.3.6. Ảnh hưởng của hoạt tính xúc tác.Bảng 6 tóm lược các ảnh hưởng của hoạt tính xúc tác, hoạt tính của xúc tác cân bằng được đo bởi các nhà sản xuất xúc tác bằng phương pháp kiểm tra MAT. Cách kiểm tra này chỉ ra độ hoạt tính của xúc tác đối với một loại nguyên liệu chuẩn. Sự thay đổi hoạt tính MAT sẽ là cơ sở tin cậy để dự đoán hoạt tính của xúc tác khi vận hành thực tế.

Hoạt tính của xúc tác cân bằng được điều chỉnh bởi lưu lượng xúc tác sạch thêm vào mỗi ngày, khi lượng xúc tác sạch thêm vào tăng thì hoạt tính của xúc tác cân bằng cũng tăng.

Sự thay đổi hoạt tính xúc tác cân bằng không diễn ra nhanh chóng. Có thể phải mất nhiều ngày mới nhận biết được sự thay đổi này sau khi có sự thay đổi của lượng xúc tác sạch thêm vào. Tuy nhiên, nếu phân xưởng hoạt động bất thường, nhiệt độ tháp tái sinh hay

lxxxvi

lượng steam tăng đáng kể thì hoạt tính của toàn bộ lượng xúc tác bên trong tháp tái sinh có thể giảm nhanh chóng thậm chí chỉ trong khoảng thời gian từ 1 đến 2 giờ.

Điều quan trọng nhất khi hoạt tính xúc tác tăng là độ chuyển hóa tăng khoảng 0,5 đến 0,7% (với nguyên liệu sạch) đối với mỗi 1 đơn vị MAT tăng thêm. Độ tăng của độ chuyển hóa ít hơn sự tăng của độ hoạt tính do delta cốc tăng khi hoạt tính xúc tác tăng. Khi delta cốc tăng dẫn đến nhiệt độ tái sinh tăng, lúc đó tỉ lệ xúc tác/dầu giảm, làm giảm độ chuyển hóa.

Tăng hoạt tính xúc tác cũng dẫn đến tăng sản lượng cốc và sản phẩm khí, nhưng lượng tăng này vẫn ít hơn so với nếu tăng độ chuyển hóa bằng cách tăng nhiệt độ riser. Chỉ số octane của xăng không bị ảnh hưởng nhiều bởi hoạt tính xúc tác.

BẢNG 6 ẢNH HƯỞNG CỦA HOẠT TÍNH XÚC TÁC

Tình huống: tăng lượng xúc tác sạch bổ sung

Kết quả:

Hoạt tính MAT của xúc tác cân bằng tăng.

cốc tăng.

Nhiệt độ tháp tái sinh tăng.

Tỉ lệ xúc tác/dầu giảm.

Lượng tăng độ chuyển hóa ít hơn độ tăng của hoạt tính MAT.

3.3.7. Ảnh hưởng của lưu lượng dòng tuần hoàn.Trong phân xưởng RFCC, nhiều dòng khác nhau có thể được sử dụng để tuần hoàn lại với các mục đích khác nhau. Dòng tuần hoàn phổ biến nhất là HCO và dầu slurry vì các dòng này có giá trị kinh tế thấp nhất và chúng trở thành các sản phẩm có giá trị hơn sau khi được tuần hoàn lại dòng nguyên liệu. Vấn đề không thuận lợi là lượng không khí dùng cho mỗi thùng dầu của dòng tuần hoàn cũng tương đương lượng không khí dùng cho mỗi thùng nguyên liệu sạch trong khi dòng dầu slurry tuần hoàn sẽ tạo cốc và sản phẩm khí nhiều hơn so với sử dụng nguyên liệu sạch. Các nhà sản xuất đứng trước quyết định giữa việc dùng dòng tuần hoàn hay tăng thêm lượng nguyên liệu sạch. Thông thường các nhà sản xuất nghiêng về phương án chọn nguyên liệu sạch bởi hiệu quả kinh tế cao hơn và chính vì lý do này mà nhiều phân xưởng không dùng dòng tuần hoàn.

Đối với nhiều phân xưởng khi dòng dầu slurry tuần hoàn tăng độ chuyển hóa sẽ tăng một ít, hiệu suất chuyển hóa dòng dầu slurry thường khoảng 20% ÷ 40% tùy thuộc vào chất lượng của dòng này trong khi độ chuyển hóa của nguyên liệu khoảng 60% ÷ 80%. Dòng slurry có nhiều hợp chất thơm nên khuynh hướng tạo thành cốc cao hơn và khó chuyển hóa hơn. cốc lúc này tăng dẫn đến nhiệt độ tháp tái sinh tăng, tỉ lệ xúc tác trên dầu giảm. Bên cạnh đó dòng slurry tuần hoàn có khuynh hướng tạo C1, C2 và khí ẩm nhiều hơn.

lxxxvii

3.3.8. Ảnh hưởng của chất lượng nguyên liệu.Bảng 7 liệt kê các tính chất quan trọng nhất của nguyên liệu, chất lượng của nguyên liệu là yếu tố then chốt quyết định sản lượng của các sản phẩm. Cấu trúc của các phân tử nguyên liệu không chỉ quyết định đến các phản ứng mà còn ảnh hưởng đến chất lượng của các sản phẩm tạo thành. Phần sau sẽ đề cập đến các ảnh hưởng chính của các tính chất quan trọng của nguyên liệu.

BẢNG 7 CHẤT LƯỢNG NGUYÊN LIỆU VÀ CÁC TÍNH CHẤT QUAN TRỌNG NHẤT CỦA NGUYÊN LIỆU

Trọng lượng API

Loại hydrocarbon (điểm aniline, hệ số K)

Khoảng nhiệt độ sôi

Hàm lượng nitơ, lưu huỳnh

Kim loại

Cặn carbon

Trọng lượng API, loại hydrocarbon và khoảng nhiệt độ sôi của nguyên liệu.

Các vấn đề này sẽ được đề cập chung bởi chúng liên quan lẫn nhau. Đối với nguyên liệu có khoảng nhiệt độ sôi nhất định (ví dụ 3200C ÷ 5400C) trọng lượng API sẽ tăng khi nguyên liệu mang tính paraffin và giảm khi nguyên liệu mang tính aromatic. Đối với dầu có cùng tính chất API tăng khi nguyên liệu trở nên nhẹ hơn và ngược lại.

Hai thông số chính để nhận biết tính aromatic của nguyên liệu là nếu nguyên liệu có hệ số K và điểm aniline cao thì có hàm lượng paraffin cao trong khi hàm lượng aromatic thấp. Nếu K và điểm aniline thấp thì ngược lại. Nguyên liệu với K khoảng 12 và điểm Aniline trên 900C được coi là có tính paraffin rất cao. Nguyên liệu với K dưới 11,7 và điểm Aaniline dưới 770C được coi là rất aromatic.

Nguyên liệu giàu aromatic có độ chuyển hóa thấp, lượng C3, C4, xăng tạo thành ít trong khi đó LCO, dầu slurry, cốc và khí khô tạo thành nhiều hơn. Chỉ số octane nói chung tăng khi nguyên liệu nhiều các hợp chất aromatic.

Hàm lượng nitơ và lưu huỳnh trong nguyên liệu.

Hàm lượng lưu huỳnh trong nguyên liệu ít ảnh hưởng đến độ chuyển hóa và sản lượng của quá trình RFCC, khi hàm lượng lưu huỳnh tăng thì lượng H2S tạo thành tăng. Thêm vào đó lượng SOx thải ra môi trường và lưu huỳnh trong sản phẩm lỏng cũng tăng. Chính điều này tác động đáng kể đến khả năng chế biến ra các sản phẩm đáp ứng các tiêu chuẩn môi trường.

lxxxviii

Các hợp chất của N2 làm giảm độ chuyển hóa một cách đáng kể, thông thường hàm lượng N2 trong nguyên liệu mang tính Aromatic là cao nhất. Những nguyên liệu này có xu hướng tạo ra xăng có chỉ số Octane cao với hàm lượng olefin cao (thể hiện bởi chỉ số brom cao). Thông thường khi vận hành với nguyên liệu nặng người ta sử dụng xúc tác có hoạt tính cao để bù lại những tác động của các hợp chất nitơ.

3.3.9. Ảnh hưởng của kim loại và cặn carbon.Các trở ngại chính đối với phân xưởng RFCC là Ni, Va và cặn carbon. Ni, Va sẽ lắng đọng trên xúc tác và dẫn đến các phản ứng dehydro, tạo cốc không mong muốn. Thêm nữa, Va sẽ tác động phá hủy cấu trúc và làm giảm đáng kể hoạt tính của zeolite. Dĩ nhiên, những tác động này càng lớn khi hàm lượng Ni, Va càng cao.

Cặn carbon là những phân tử có trọng lượng lớn và không thể bay hơi ở điều kiện vận hành RFCC. Khoảng 80% lượng này lắng đọng trên bề mặt xúc tác và chuyển thành cốc che kín các tâm hoạt tính. Chính điều này dẫn đến cốc tăng, nhiệt độ tái sinh tăng và tỉ lệ xúc tác/dầu giảm. Điều đầu tiên người vận hành sẽ nhận thấy là sự tăng nhiệt độ trong thiết bị tái sinh bởi cốc tăng. Để khắc phục điều này cần phải giảm nhiệt độ tháp tái sinh bằng cách lấy bớt lượng nhiệt này chẳng hạn như hạ nhiệt độ của nguyên liệu. Khi lượng cốc tạo thành tăng thì lượng không khí cần cung cấp để đốt cốc cũng phải tăng theo.

Khi lượng kim loại bám trên xúc tác tăng, hoạt tính xúc tác sẽ giảm, lượng khí khô tạo thành tăng và độ chuyển hóa giảm.

3.4. Nguồn cấp điện dự phòng (UPS)Nguồn cấp điện dự phòng 230V cung cấp điện cho các thiết bị điều khiển, các phương tiện thông tin liên lạc và được cung cấp bởi các Tủ phân phối điện (PDB) nằm gần khu nhà điều khiển. Hai nguồn cấp điện dự phòng được phân bố tùy thuộc vào các yêu cầu sử dụng: ½ giờ cấp cho các phân xưởng công nghệ hay 4 giờ đối với các thiết bị thông tin liên lạc và cảnh báo an toàn.

Tủ phân phối điện điều khiển (PDB) bao gồm nguồn 230VAC UPS (1/2 giờ để vận hành và 4 giờ cho các phương tiện cảnh báo an toàn và thông tin liên lạc), nguồn 230VAC Non-UPS và nguồn 230VAC khẩn cấp cho các thiết bị tự động/thông tin liên lạc tại tòa nhà điều khiển và ngoài xưởng (field) khi cần.

Các bản vẽ sau cung cấp chi tiết về sự phân bố điện năng, tất cả các nguồn tiêu thụ điện, UPS và Non-UPS.

lxxxix

Số bảng vẽ PDB Tag tủ điện PDB Vị trí

8474L-500-A3404-1521-004-023 PDB-PI-401 PDB-1

Không nên nối tất cả các tải tiêu thụ với các tủ phân phối điện qua một cổng nối mà các nguồn tiêu thụ nên được tách riêng bằng các công tắc khác nhau.

Phải tuân theo các bước sau trước khi khởi động tủ phân phối điện:

- Đảm bảo rằng đầu vào và ra của tủ phân phối đã được cô lập, nghĩa là đã tắt các MCB hay các bộ cô lập.

- Đầu cấp điện chính sẽ được bật từng bộ một từ bảng điều khiển phân bố điện của trạm điện hay từ các nguồn cấp điện PDB cho hệ thống điều khiển, lúc này các tủ điện phân phối sẽ nhận được nguồn điện.

- Tại các tủ PDB cho các thiết bị đo lường điều khiển, bật từng nguồn cung cấp chính và kiểm tra hiệu điện thế trên mặt tủ điện.

- Các bộ cấp điện con/MCB đến từng thiết bị điều khiển/thông tin liên lạc nên được bật từng cái một khi có yêu cầu.

Cảnh báo đến hệ thống DCS (Cảnh báo cầu chì bị ngắt/ngắt điện).

Để phục vụ mục đích bảo dưỡng, mỗi tủ phân phối điện được lắp một bộ cảnh báo chung đến hệ thống DCS, bộ này sẽ kích hoạt tín hiệu cảnh báo khi nguồn cấp điện chính đến bị ngắt.

xc

4. Hóa chất, Xúc tác và Phụ trợ

4.1 Đặc tính xúc tác

4.1.1 Số lượng xúc tác tốc độ nạp thêm• Tổng lượng xúc tác: 675 tấn• Tốc độ nạp xúc tác mới:

Nguyên liệu: Mixed Bach HoTốc độ nạp tấn/ngày (*) 15.2 5.5(*): dry basis.

4.1.2 Lựa chọn xúc tácXúc tác mới được thiết kế đặc biêt để tối đa LCO và chống được kim loại. Giá trị hoạt tính MAT với delta coke tương ứng và nồng độ kim loại chịu được thể hiện trong bảng dưới đây

Mixed Maxi Gasoline

Mixed Maxi Distillate

Bach Ho Maxi Gasoline

Bach Ho Maxi Distillate

Ni content (ppm) 3213 1776

V content (ppm) 6748 -Equilibrium catalyst MAT activity (wt %) Delta coke (wt %)

68

1.22

55

0.99

75

0.94

60

0.91

2 hãng xúc tác phù hợp với mục đích vận hành là: Albemarle (Former Akzo), COBRA RMR DQ1 hayGRACE Davison, GDC-1825

Xúc tác sẽ được chọn lọc bởi AXENS sau khi đánh giá loại tốt nhất từ đề xuất của Vendor

4.2 Antimony (Nickel passivator, chỉ dùng cho Mixed Crude Case)Nơi sử dụng: cụm nguyên liệu RFCC

Loại: NALCO EC9192A hoặc tương đương

Nồng độ Antimony: 23%

Tốc độ phun: tỷ lệ Sb/Ni trong feed: 0.5

xci

Mức tiêu thụ bình thường: 109 kg/day Mixed Case; 0 kg/day Bach Ho Case

Mức tiêu thụ tối đa: 15 kg/h

4.3 Chất ức chế ăn mònNơi sử dụng: Overhead của fractionator

Type: CHIMEC 1430

Mức tiêu thụ bình thường : 60 kg/day

Mức tiêu thụ tối đa: 120 kg/day

4.4 Tác nhân chống tạo bọtNơi sử dụng : tháp hấp thụ LPG/Fuel bằng amine trong cụm Gas recovery

Type: CHIMEC 8045

Mức tiêu thụ bình thường: 10 kg/day (1)

Mức tiêu thụ tối đa: 20 kg/day

Chất chống tạo bọt được phun theo mẻ vào từng tháp khi có dấu hiệu tạo bọt. khi bọt đã lắng, dừng phun để tránh quá liều hóa chất. Chú ý rằng phun chất chống tạo bọt là giải pháp cuối cùng

T-1555 Fuel Gas Absorber

T-1556 LPG Amine Absorber

4.5 Amine (outside battery limit)Type DEA: 20% wt di-ethanolamineH2S content: 0.022 mole/mole DEA

Lean Amine Flowrate

kg/hr : 50382 Bach Ho

77623 Mixed Rich Amine kg/hr : 50926 Bach Ho

78145 Mixed Trong quá trình vận hành tháp hấp thụ amin, lean amine nên có nhiệt độ cao hơn fuel gas 15oC để tránh ngưng tụ HC bên trong tháp

4.6 Phosphate cung cấp cho hệ thong thiết bị sản xuất hơi nướcLoại phosphate sau sẽ được sử dụng cho thiết bị tạo hơi

RFCC HPS and MPS Generation 7.0 kg/dayRFCC Waste Heat Boiler 24.0 kg/day

Total 31.0 kg/day

Chú ý:(1)Tốc độ phun phosphate phụ thuộc vào tốc độ dòng blow down và mức phosphate

trong thiết bị sinh hơi. Tốc độ trên dựa vào1% của dòng blow down từ hệ thống sinh

xcii

hơi và nồng độ phosphate sử dụng 30 wt ppm(2)Đối với hơi thấp áp, hệ thống blow down không hoạt động, do đó không phun

phosphate

4.7 Ước tính tiêu thụ phụ trợ(3) Xem trong tóm tắt phụ trợ đính kèm:(4) Mô tả Spec No.(5) 8474L-015-CN-0003-511 Estimated Utility Consumption Bach Ho MG – Normal(6) 8474L-015-CN-0003-512 Estimated Utility Consumption Bach Ho MD – Normal(7) 8474L-015-CN-0003-513 Estimated Utility Consumption Mixed Crude MG –

Normal(8) 8474L-015-CN-0003-514 Estimated Utility Consumption Mixed Crude MD –

Normal(9) 8474L-015-CN-0003-521 Estimated Utility Consumption Bach Ho MG – Design(10) 8474L-015-CN-0003-522 Estimated Utility Consumption Bach Ho MD – Design(11) 8474L-015-CN-0003-523 Estimated Utility Consumption Mixed Crude MG –

Design(12) 8474L-015-CN-0003-524 Estimated Utility Consumption Mixed Crude MD –

Design

xciii

5. Chuẩn bị cho quá trình khởi động lần đầu

5.1 Trình tự vận hànhMột chuỗi biểu đồ điển hình các hoạt động cần thiết cho quá trình start up lần đầu được thiết lập. Không thiết lập thời gian biểu do việc hoàn thành các nhiệm vụ này tùy thuộc vào nhân lực, phương tiện tại chỗ, điều khoản hợp đồng giữa Chủ đầu tư và các nhà thầu

Phần tiếp theo sẽ thảo luận về nhiều mặt liên quan đến quá trình pre-commissioning của các facility trong nhà máy lọc dầu. Quá trình pre-commissioning sẽ đảm bảo phân xưởng đã an toàn, có thể vận hành và được xây dựng đúng

Quá trình chuẩn bị vận hành được tiến hành theo từng phân xưởng. thêm vào đó, operator ở từng khu vực phải kết hợp với operator các phân xưởng khác để triển khai công đoạn pre-commissioning

Quá trình chuẩn bị start-up phải được phát thảo và triển khai một cách có hệ thống để đảm bảo vận hành đúng. Điều này đặc biệt quan trọng khi phân xưởng được đưa vào hoạt động cùng với các phân xưởng khác trong thời gian giới hạn

Khi giai đoạn xây dựng sắp hoàn tất, một khối lượng công việc lớn phải bắt đầu để chuẩn bị cho quá trình start-up. Các hoạt động pre-commissioning này có 3 mục đích chính như sau:

Bằng việc kiểm tra và thử nghiệm toàn diện, đảm bảo, phân xưởng an toàn, có thể vận hành và được xây dựng đúng thiết kế

Vận hành thiết bị để súc rửa, chuẩn bị… Giúp operator làm quen với phân xưởngĐiều quan trọng của các hoạt động này là không được cường điệu quá mức. Bất kể một phân xưởng được thiết kế tốt như thế nào, nếu thiết bị không đúng chức năng, đưa vào hoạt động sai, hoặc operator không hiểu, phân xưởng sẽ không hoạt động như mong đợi.

Các hoạt động dưới đây là các công việc chủ yếu của giai đoạn pre-commisioning. Tuy nhiên, thực tế nên tiến hành phù hợp với kế hoạch pre-commisioning. Tùy vào tiến độ xây dựng, vài qui trình có thể cần thiết trước hoặc sau đề xuất dưới đây. Việc hiểu cặn kẽ toàn bộ giai đoạn pre-commisioning sẽ cho phép nhân sự của nhà máy thực hiện công việc theo cách tiết kiệm thời gian với hiệu suất làm việc cao.

Sau đây là các hoạt động pre-commisioning cần thiết:

1. Kiểm tra các tháp, bồn bể chứa và các thiết bị chính2. Làm sạch đường ống3. Chuẩn bị và hiệu chỉnh các thiết bị điều khiển

xciv

4. Chuẩn bị các thiết bị quay5. Thực hiện công đoạn làm sạch bắng hóa chất6. Làm khô refractory7. Làm khô hệ thống8. Nạp xúc tác, hóa chất và các nguyên vật liệu cần thiết9. Kiểm tra rò rỉ toàn hệ10. Đuổi không khí11. Commisioning các phân xưởng phụ

5.2 Kiểm tra phân xưởng và thiết bị

5.2.1 Kiểm tra thiết bịCác bộ phận cần kiểm tra bao gồm: Tháp và bể chứa với các hạng mục bên trong và vật liệu cách nhiệt: riser, disengage,

striper, regenerator, withdrawal well, cyclones, catalyst standpipe

Catalyst hoppers,

Injectors,

Slide valves and plug valve,

Expansion joints.Thiết bị được kiểm tra phù hợp với tiêu chuẩn kỹ thuật và bản vẽ của licensor và sổ tay công nghệDanh sách các hạng mục điển hình, nhưng chưa hoàn chỉnh, cần được kiểm tra được đưa ra dưới đây. Danh sách cần được điều chỉnh phù hợp các yêu cầu kỹ thuật của phân xưởng như đã được thể hiện trong từng data sheetVessels

Tất cả vật liệu cách nhiệt phải được kiểm tra để đảm bảo lắp đặt đúng cách và đúng loại

Tất cả các cyclone và các dipleg đặc trưng phải được kiểm tra đảm bảo không có các vật lạ. trickle valve phải chuyển động dễ dàng và đúng vị trí

Air ring và steam ring phải đảm bảo nozzle đúng cỡ và hướng. tất cả các nozzle phải không có lớp cách nhiệt và không bị tắc nghẽn bởi cặn.

Chú ý: khi rings đã được lắp và hoàn tất giai đoạn xây dựng, từng air và steam ring phải được bảo vệ tránh chất bẩn rơi vào. Mỗi tấm phủ ring làm bằng vật liệu bảo vệ ở nơi có thể tháo rời bít chặt các nozzle hướng lên trên

Khi lắp ráp, tất cả baffles phải được kiểm tra đảm bảo lắp đúng

Giá đỡ của air và steam ring phải đảm bảo di chuyển đúng. Well bao quanh giá đỡ air

ring nên tương thích với cao-lanh (kaowool) hay các vật liệu tương tự để giảm thiểu

xcv

sự đóng cục xúc tác có thể xảy ra

Thanh dẫn bên trong riser và air lift phải được đảm bảo di chuyển đúng

Các distributor (đường vào của spent catalyst trong first regenerator, lift outlet, riser

outlet) đảm bảo xây dựng đúng và bảo vệ chống mài mòn

Thiết bị điều khiển, fluidization và aeration tap đảm bảo đúng hướng. Nozzle phải

không có lớp cách nhiệt hay các vật liệu khác

Torch oil nozzle phải đúng vị trí

Thermowell phải đúng vị trí và độ sâu

Catalyst hopper vessels phải kiểm tra, đảm bảo không có các vật lạ

Các đầu phun Feed, MTC, steam cần được kiểm tra lắp đặt đúng phương vị. Các vòng xung quanh đầu phun phải được bọc bằng kaowool (cao lanh) hoặc các vật liệu tương tự

Chú ý: Phải tuân theo qui trình lắp đặt của Vendor, sử dụng installation tool (xem trong Vendor inspection book) để lắp đúng phương vị, và hàn đúng cách các mặt bích vào đầu phun

Slide valves/plug valveSlide valves và plug valve phải đảm bảo được hiệu chỉnh đúng về hành trình và vận hành. Valve phải có thể vận hành từ thiết bị điều khiển primary ở cả 2 mode manual và automatic, từ bộ điều khiển ngoài field và từ hand-wheel. Valve phải được kiểm tra vận hành đúng trong trường hợp mất tín hiệu (fail lock and close). Nếu valve được trang bị low differential pressure override control, chức năng này phải được kiểm tra có thể hoạt động. Phản ứng của valve đối với những điều kiện trip khẩn cấp phải được thử nghiệm.

Khi quan sát vị trí của disk hay plug, tất cả slide valve phải được hiệu chuẩn. có thể khắc axit bên ngoài để đánh dấu các vị trí quan trọng của valve. Giá trị đọc được nên lưu để tham khảo sau này. Plug valve nên được hiệu chỉnh ở trạng thái nguội và hiệu chỉnh lại khi warm-up phân xưởng do qua trình giản nở nhiệt trong đường nâng. Vị trí đóng của plug valve sẽ khác nhau ở các điều kiện nóng và nguội. Những vị trí này phải được đánh dấu trên valve và ghi lại để tham chiếu sau này

Expansion jointsExpansion joints được kiểm tra lắp đặt đúng và chuyển động dễ dàng. Bất cứ supports/stays nào trong quá trình giao hàng phải được tháo bỏ và limit rods phải được chỉnh đúng. Tùy theo ứng dụng, có thể yêu cầu không gian để expansion joint được bao bọc bởi Kaowool hay vật liệu tương đương

Direct Fired Air Preheater

> Kiểm tra targets, air dampers, lining ở trong tình trạng tốt và hoàn chỉnh

xcvi

> Kiểm tra rác đáy heater > Tháo , làm sạch và thổi khí tất cả các burner> Kiểm tra vị trí tương đối của các ignitor, pilot burner, and main burner theo bản vẻ lắp đặt.> Đảm bảo air dampers, and repack glands chuyển động dể dàng, nếu cần> Tháo và làm sạch sight glassBộ đánh lửa phải khô và tạo tia lửa tốt

Reactor Regenerator Structure

Kiểm tra tất cả các đường xúc tác và các expansion joint dễ dàng chuyển động ở mọi hướng. Đảm bảo shipping stop được tháo bỏ khỏi expansion joint

Đảm bảo các platform và cấu trúc khác không ảnh hưởng đến sự giản nở của thiết bị từ bất kỳ hướng nào.

Kiểm tra instrument piping, cáp điện, ống dẫn thủy lực và các thiết bị khác không có nguy cơ bị kẹt

5.2.2 Kiểm tra phân xưởngTiến hành trước giai đoạn hoàn thành cơ khí phân xưởng

A. PID's checkViệc kiểm tra này trước tiên dành cho đường ống, instrument và máy móc. Vị trí đường ống, instrument và máy móc (bao gồm drip ring, valve shut-off đặc biệt, mối nối…)

Kiểm tra theo P&ID version mới nhất để đảm bảo việc lắp đặt đúng và hoàn chỉnh tất cả các hạng mục thiết bị

Chú ý đặc biệt đến các vấn đề sau:

a. Việc lắp đặt đúng đường dẫn các ống công nghệb. Việc lắp đặt tất cả valve, chú ý chiều dòng công nghệ của valve điều khiển (See

also Note), valve cầu và valve 1 chiềuc. Lắp đặt các bích mù, vòng ring spacer đúngd. Hệ thống điều khiển được lắp đặt đầy đủe. Valve an toàn được lắp đúngf. Nược làm mát cho bơm, hệ thống dầu nhờn, seal phải hoàn chỉnh và được ráp

đúngg. Vendor's packages phải được kiểm tra toàn bộ bằng PID và khi có thể, chạy thử các

hạng mục có mặt đại diện của Vendorh. Lắp đặt các thiết bị chữa cháy, vòi nước an toàn cá nhânChú ý: valve an toàn và instrumentation như tấm orifice, valve điều khiển… được lắp đặt sau khi hoàn tất việc flushing đường ống

B. Operability check

xcvii

Công đoạn này bao gồm đánh giá thực tiễn việc tiến hành các công việc cần thiết cho commisioning, start up và shut down. Tập trung chủ yếu vào instrument, valve (bao gồm cả vent và drain), manhole, bích mù… và từng phần của các thiết bị cần phải tháo lắp. kiểm tra đường ống cần thiết cho start-up và tăng áp cũng như tác động của công tắc an toàn đến quá trình start-up. Đảm bảo tất cả các valve sử dụng cho start up và shut down khẩn cấp có thể dễ dàng sử dụng

C. Instrument check

a. Trước khi start up phân xưởng, tất cả instrument (dòng, mức, áp, nhiệt độ) phải được kiểm tra các yếu tố sau:

- Tgging đúng

- Đúng dòng công nghệ

- Lắp ráp đúng

- Khoảng vận hành phù hợp với điều kiện vận hành thông thường tại khu vực đó

- Hiệu chuẩn, cân chỉnh

- Hệ số orifice của dòng phải được kiểm tra và ghi lại, đảm bảo tấm orifice đúng chiều

- Trạng thái của manifold block valve (open/close)

- Level instrument được hiệu chỉnh sử dụng chất lỏng có tỷ trọng gần giống, lắp đặt đúng bộ đo chênh áp cho catalyst level

- Instrument cho chênh áp, kiểm tra phần tử chênh áp lắp và kết nối đúngb) Alarm checking

Đảm bảo cơ cấu cơ khí của phân xưởng tác động phù hợp các bộ cảnh báo đèn nháy hay âm thanh trong phòng điều khiển

c) Control Valves

Van điều khiển được tháo rời trong quá trình súc rửa. kiểm tra mức độ sạch của bệ đỡ và dễ dàng chuyển động của plug hay ballkiểm tra sự di động của valve và phản ứng đối với tín hiệu từ bộ điều khiểnkhi từng bộ điều khiển đơn đã được kiểm tra, khi các vị trí được kiểm tra trong DCS, tiến hành kiểm tra từng vòng điều khiển hay 1 nhóm các vòng điều khiểnTừng bộ TRIP nối với dòng công nghệ hay thiết bị, cũng sẽ được kiểm tra riêngHệ thống thủy lực cho assisted valve (slide, valves, plug valve, assisted check valves) phải được kiểm tra, thử nghiệm kỹ lưỡng

d) Kiểm tra các thiết bị an toàn

Quá trình công nghệ bao gồm số ít những chuỗi điều khiển đặc biệt được gọi là điều khiển đa biến. Interlock và hệ thống shutdown khẩn cấp

xcviii

Việc kiểm tra các thiết bị này phải được làm chứng bởi đại diện Licensor (Axens) và các hành động khắc phục được tiến hành đến khi việc vận hành đã hoàn toàn thỏa mãn

xcix

c

Những thiết bị này được thiết kế để bảo vệ xúc tác khỏi bị vận hành sai (nhiệt độ quá cao) hoặc bảo vệ thiết bị (không có lỏng trong máy nén) hoặc hoàn thành các nhiệm vụ liên quan đến quá trình tái sinh xúc tác hay tuần hoàn xúc tác

Interlock là hệ thống độc lập mà trong trường hợp xảy ra các tình huống tiềm ẩn nguy hiểm, kích hoạt các hành động khác nhau (đóng valve, cắt điện…) để giảm thiểu rủi ro. Interlock vận hành thông qua valve điện từ và valve điện từ phải được reset locally hoặc trong control room theo PID

Chuỗi điều khiển là một dãy các hành dộngddown giản theo trình tự được lập trình qua DCS và được thiết kế để quá trình tuần hoàn và tái sinh xúc tác không có sự cố, tự động và an toàn

Hệ thống Shutdown khẩn cấp được gọi là logics, tách biệt từ DCS, tiến hành quá trình shutdown khẩn cấp tự động dựa trên sự xuất hiện các tình huống tiềm ẩn nguy hiểm

Nguyên lý các việc kiểm tra này như sau: một tín hiệu mặc định mô phỏng từ đầu dò được nạp vào hệ thống và tín hiệu kết quả đầu ra đến valve hoặc thiết bị được kiểm tra. Khi có thể, kết quả cuối cùng của tín hiệu đầu ra (ví dụ đóng valve hoặc ngừng máy) được quan sát. Phép thử thực sự yêu cầu thiết bị vận hành và được tiếp tục trong suốt quá trình dry out hay tuần hoàn xúc tác.

Thông qua phép thử này, vị trí thực sự của valve (hay tình trạng máy móc) được kiểm tra với chỉ số thể hiện trong phòng điều khiển

Kiểm tra valve vận hành bằng động cơ điện là một phần của việc này. Bao gồm:

Kiểm tra tại chỗ việc đóng/mở của valve theo tín hiệu vào Kiểm tra trong phòng điều khiển chỉ số báo cáo và kiểm tra việc khởi động từ phòng

điều khiển

5.2.3 Line Flushing OutlineTất cả đường ống phải được làm sạch cặn bẩn một cách hoàn toàn.

Tóm lại, đường ống vận hành chất lỏng phải được rửa sạch bằng nước và xả hoàn toàn. Trong thực tế, nên dùng nước sạch để rửa bồn bể. Phải cẩn thận tránh cặn bị đẩy vào thiết bị. Những đường ống được rửa bằng nước nếu không xả được phải dùng khí thổi sạch. Đường ống vận hành chất khí có thể rửa bằng nước hay thổi bằng khí. Nước phải được xả sạch khi rửa xong. Tấm chắn orifice không được lắp trước khi làm sạch đường ống.

Đường ống không khí hay steam có thể làm sạch bằng chính loại lưu chất đó. Đường ống khí điều khiển nên được thổi sạch hoàn toàn bằng không khí khô, sạch. Đường ống nước phụ trợ có thể được làm sạch bằng chính lưu chất đó

ci

Khi hoàn tất việc làm sạch bất cứ hệ thống nào, kiểm tra cẩn thận tất cả các hư hỏng tạm thời đã được khắc phục, valve điều khiển đã được lắp lại, bơm được bố trí đúng. Làm sạch hoàn toàn trước khi chạy bơm sẽ hạn chế tối thiểu nhu cầu làm sạch tấm chắn.

Dưới đây là các hướng dẫn cho công đoạn làm sạch:

1. Tấm orifice không được lắp đặt trước khi làm sạch2. Trước khi làm sạch, valve điều khiển và các thiết bị điều khiển phải được tháo rời3. Đường điều khiển nên được đóng hoặc tháo rời trước khi làm sạch4. Tháo đầu đốt trước khi làm sạch đường nhiên liệu vào đầu đốt5. Làm sạch đường hút và xả của bơm khi đã tháo rời. Không cho lưu chất vào

casing trước khi làm sạch đầu hút6. Đường hơi vào injector phải được tháo khi làm sạch7. Làm sạch qua đầu mở. Không được cản trở dòng8. Làm sạch qua đường xả và đường thông hơi9. Khi có thể, làm sạch hướng về phía dưới hoặc theo phương ngang10. Làm sạch main header hướng từ đầu nguồn về đầu ra, header nhánh từ đường

chính về đầu ra, đường ống nhánh từ header nhánh về đầu ra11. Luôn làm sạch qua bypass, nếu có, đến đầu mở trước khi làm sạch thiết bị12. Đối với hệ thống hơi, thổi thông qua ống xả cặn và đường bypass bẫy hơi trước

khi đưa bẫy hơi vào hoạt động13. Sau khi đưa bẫy hơi vào hoạt động, phải đảm bảo bẫy vận hành bình thường14. Sau khi làm sạch, kiểm tra tất cả các tấm orifice đã được lắp đúng theo vị trí trong

danh sách15. Khi cần thiết, bồn bể được sử dụng như bể chứa nước flushing, kiểm tra độ chứa

nước theo thiết kế của bồn bể. Hơn nữa, hệ thống chứa nước không được xả mà không thông khí để tránh bị chân không, thiết bị không được thiết kế dùng cho chân không có thể hư hỏng

16. Valve cách ly của bộ water coalescer, slurry separator phải được đóng để tránh cặn lọt vào trong

5.2.4 Chạy thiết bị quayYêu cầu lắp ráp và vận hành đúng cho tất cả các thiết bị quay. Bơm và bộ dẫn động nên được vận hành cẩn thận khi chạy lần đầu. Chạy bơm lần đầu nên được tiến hành bằng cách tuần hoàn nước qua thiết bị. Lọc tinh loại lưới được lắp tại đầu hút của bơm

Khi bơm nước bằng bơm li tâm dùng cho hydrocarbon, đầu hút phải được mở rộng và điều chỉnh đầu xả để tránh quá tải động cơ.

Trong quá trình chạy bơm, operator phải cẩn thận tránh xâm thực xảy ra do quá nhiều cặn trong bộ lọc, các bộ phận bên trong bị trượt sinh nhiệt, mất áp đầu đẩy…

Bearing phải được kiểm tra thường xuyên bất cứ dấu hiệu nào của sự quá nhiệt, rung.

Sau đây là danh mục kiểm tra bơm:

1. Kiểm tra toàn bộ việc lắp đặt đã hoàn tất

cii

2. Đảm bảo bơm và bộ dẫn động được lắp thẳng khi vận hành nguội. Không được có quá nhiều trở lực trên bơm hay bộ dẫn động do đường ống

3. Kiểm tra đường ống nước làm mát. Đảm bảo ống nước đã được nối, nơi cần, đến bearing jacket, bệ đỡ, stuffing box…

4. Kiểm tra đường ống hơi. Đảm bảo ống hơi đã được nối, nơi cần. Đối với, hơi cho bộ dẫn động, trong điều kiện nóng hơi được sử dụng để làm mát seal oil cho trục

5. Kiểm tra đường ống seal oil và gland oil. Bộ bơm truyền thống dùng trong điều kiện nóng thường được trang bị gland oil – kiểm tra việc lắp đặt này đúng và hoàn chỉnh.Khi bơm được trang bị mechanical seal, kiểm tra tất cả các bộ phận của orifice và bộ làm mát, nếu cần, đã được lắp đúng và sạch

6. Đảm bảo packing và seal đã được lắp đặt.7. Đảm bảo bộ lọc tinh loại lưới tạm thời tại đầu hút, nếu cần, đã được lắp8. Kiểm tra bearing và trục đã được làm sạch trước khi cho dầu bôi trơn lần cuối

cùng9. Kiểm tra bơm và bộ dẫn động đã đã được bôi trơn phù hợp10. Kiểm tra quá trình quay của động cơ điện khi chưa ráp vào bơm. Khởi động và

kiểm tra khả năng vận hành11. Khởi động, không nối vào bơm, các bộ dẫn động khác ngoài động cơ điện. Trong

quá trình chạy thử, kiểm tra over-speed trip, bearing, điều khiển, rung… để đảm bảo khả năng vận hành. Những tình trạng bất thường phải được khắc phục trước khi nối vào bơm

12. Sau khi ráp bơm vào bộ dẫn động, kiểm tra các hạng mục cần thiết như trên đề cập13. Đảm bảo đủ mức tại đầu hút của bơm. Mở hoàn toàn valve đầu hút, và xả khí từ

điểm xả cao hoặc casing bơm. Khởi động bơm, tiết lưu hợp lý, đảm bảo dòng tuần hoàn

14. Đối với bơm dự phòng, chạy thử phải được tiến hành như trên và phải ở trạng thái sẵn sàng sử dụng

15. Bình thường bơm vận hành lưu chất có tỷ trọng thấp hơn nước được sử dụng trong quá trình chạy thử. Bộ dẫn động được thiết kế cho lưu chất bình thường. Vì vậy, khi bơm nước, động cơ điện dễ bị quá tải. Để tránh quá tải cho động cơ điện của bơm li tâm, phải giới hạn dòng bằng cách điều chỉnh valve xả

5.3 Preliminary operation

5.3.1 Định nghĩaCác định nghĩa sau đây sẽ được sử dụng trong chương này:

Precommissioning là giai đoạn kiểm tra, thử nghiệm đồng bộ việc lắp đặt phù hợp với sơ đồ, đặc tính kỹ thuật, bản vẽ. Bao gồm việc cân chỉnh thiết bị điều khiển, lắp ráp đúng, thử nghiệm thiết bị an toàn… Giai đoạn này sẽ đảm bảo việc hoàn thành cơ khí và sẵn sàng commissioning

Commissioning là giai đoạn kiểm tra động lực chức năng của thiết bị, mô phỏng vòng điều khiển và hệ thông an toàn, và thử nghiệm vận hành được tiến hành.

ciii

Commissioning cũng bao gồm các hoạt động khác nhau như, làm sạch và làm khô đường ống, thử độ kín, nạp xúc tác, hóa chất, chất làm khô, chạy bơm, turbine, máy nén bằng lưu chất trơ (nước, nitrogen).

Những hoạt động này được tiến hành trước khi đưa nguyên liệu vào phân xưởng và kết thúc tại thời điểm gọi là ready for start-up nghĩa là phân xưởng sẵn sàng để vận hành lần đầu tiên.

Lập kế hoạch và triển khai kỹ lưỡng giai đoạn Precommissioning và commissioning sẽ giúp quá trình start-up nhanh chóng và thành công

5.3.2 Commissioning hệ thống phụ trợDưới đây là danh sách chưa đầy đủ các hệ thống này và điều kiện mong muốn của chúng:

In service nghĩa là hệ thống đã có thể vận hành: header chính và các cụm cung cấp khác đã được chuẩn bị và đưa vào vị trí. Từng bộ phận tiêu thụ chỉ được cách ly với nhau bởi block valve, nếu có, hoặc blind.

Sẵn sàn hoạt động (ready to use) nghĩa là hệ thống (header chính, từng cụm cung cấp) đã được làm sạch, làm khô nếu cần, kiểm tra áp suất, rò rỉ và đặt tại bầu không khí phù hợp. Header chính sau đó được đóng bởi block valve và blind.

Khí điều khiển: In service

Khí phụ trợ/ khí phân xưởng : In service

Hệ thống nước làm mát : In service

Từng cụm tiêu thụ được cô lập, cửa xả mở

Hệ thống nước biển : In service

Từng cụm tiêu thụ được cô lập

Hệ thống Nito : In service

Kiểm tra hàm lượng oxy (<0.5 vol% O2)

Hơi : In service

Cửa xả và bẫy đã được kiểm tra

Nước ngưng : In service

Boiler Feed Water : In service, ready to use

Nước uống : In service

Nước chữa cháy : In service

Hệ thống flare : Ready to use

Header chính ra flare của phân xưởng được mở ra không khí và cách ly bằng blind với bộ góp của flare tại bể chứa

Hydrocarbon closed drain : Ready to use

civ

Cửa xả Amine: Ready to use

Fuel gas for COB: Ready to use

Fuel oil for COB: Ready to use

Fuel gas dùng cho start-up và pilot gas cho COB: Ready to use for H-1501 / H-1502

Fuel gas được bay hơi trực tiếp từ LPG. Propane hay LPG gas nên được sử dụng cho quá trình khởi động

Thiết bị điện: Ready to use

Tất cả dây dẫn, hộp nối, cầu dao, công tắc được kiểm tra đảm bảo lắp đúng và phù hợp với các tiêu chuẩn kỹ thuật. động cơ điện đã được chạy 4 tiếng (không ráp với máy)

5.3.3 Commissioning phân xưởngNhững bước vận hành sau đây liên quan đến những thiết bị trong phân xưởng phải được phù hợp với qui trình precommissioning và qui trình hướng dẫn vận hành của nhà chế tạo.

Thử thủy lực đường ống

Rữa sạch thiết bị

Kiểm tra phần động những thiết bị quay

Chạy bơm không tải

Chạy không tải Air Blower và kiểm tra đường cong surge

Không được dùng nước để rữa sạch những đường ống và bề mặt thiết bị có refractory và ceramic. Làm sạch bằng tay, những nơi không thể làm sạch bằng tay thì sẽ làm sạch bằng quá trình thổi chân không

Đặt biệt quan trọng là làm sạch một cách hợp lý những instrument nozzle và những aeration/ fluidization nozzle như những flow orifice vì chúng được lắp đặt trên những đường ống nhỏ và có thể dể dàng bị nghẽn.

Cần phải kiểm tra từng nozzle và có sự chứng kiến của người đại diện phía AXENS.

Trước khi bắt đầu loading xúc tác vào những hopper, tất cả các đường xúc tác(đường loading, unloading, make-up, draw-off) cần phải kiểm tra độ sạch. Quá trình này bao gồm cả kiểm tra quá trình tuần hoàn không khí tự do dọc theo toàn bộ đường ống

Cần phải nhớ rằng quá trình rữa sạch bằng nước cần phải tránh những thiết bị sẵn sàng cho quá trình drying. Đối với những đường ống chế tạo bằng vật liệu thép không rỉ, nước dùng để rữa chứa không quá 20 ppm clo.

5.3.4 Kiểm tra rò rỉ ban đầu.Những chỉ dẫn tổng quát sau đây được nhắc lại.

cv

Quá trình kiểm tra rò rỉ ban đầu được thực hiện bằng air. Áp suất thử là áp suất air trong hệ thống hoặc áp suất thiết kế phân xưởng (hoặc cụm thiết bị trong phân xưởng) ngay cả những nơi có áp suất nhỏ hơn.

Phân xưởng được cô lập bằng blind từ những cụm công nghệ có chứa hydrocarbons (lỏng hoặc khí) và hệ thống phụ trợ nơi có áp suất thấp hơn áp suất air.

Quá trình nâng áp cần phải được kiểm tra tại nhiều điểm và có thể kiểm tra bằng thiết bị pressure recorder.

Khi có rò rỉ, cần phải được đánh dấu định vị và làm kín. Những vị trí đó cần phải được ghi lại. Quá trình kiểm tra rò rỉ ban đầu thành công khi độ tụt áp nhỏ hơn 0.05 kg/cm2/h trong suốt 4 giờ tiến hành.

Air được sử dụng cho quá trình kiểm tra rò rỉ cần phải được thổi (purge out) ra khỏi phân xưởng, xả lỏng ở những điểm thấp để tháo hết nước tự do nếu có.

Vì mục đích kiểm tra rò rỉ nên phân xưởng cần được chia ra thành những cụm có áp suất thiết kế gần bằng nhau, như phần nêu dưới đây. Air sẽ được nạp vào tại những nơi khác nhau phụ thuộc vào check valve.

Kiểm tra rò rỉ ban đầu đối với cụm chuẩn bị nguyên liệu: Feed surge drum và đường ống nối từ ngoại vi phân xưởng đến hệ thống nạp liệu. Cụm bơm nguyên liệu cần phải được cô lập bằng blind.

Kiểm tra rò rỉ disengager/stripper và tháp tái sinh được thực hiện trong giai đoạn start-up và drying-out lớp refractory của air blower dựa trên kiểm tra trực quan và âm thanh.

Cụm lưu giữ xúc tác, kiểm tra theo phương pháp kiểm tra chân không ở độ chân không cực đại. Độ mất chân không không quá 25mm Hg/h trong suốt 4 giờ tiến hành (Catalyst hopper và đường ống trong cụm này )

5.3.5 Quá trình nạp xúc tác vào các hopper

5.3.5.1 Kiểm tra sơ bộTrước khi nạp xúc tác vào các hopper, tất cả các đường ống chứa xúc tác nối giữa hopper và tháp tái sinh cần phải được kiểm tra.

Đường ống dẫn và những vessel chứa xúc tác cần phải loại bỏ những chất lạ, đặc biệt là nước hoặc dầu. Air sử dụng cho quá trình test cần phải sấy khô và chắc chắn không bị lẫn dầu. Những đường air cần phải kiểm tra bằng cách thổi cho đến khi chúng sạch và khô. Sự có mặt bất kì lượng nước nào trong đường ống xúc tác sẽ tạo thành hợp chất bùn dính không cho phép tồn tại trong xức tác, và chính xúc tác bị ẩm này hết sức khó khăn để loại bỏ. Lau sạch bằng tay và kéo dài quá trình thổi bằng air, những phương pháp tốt nhất vẫn là giữ hệ thống cho khô.

cvi

Nếu cần, những hopper cần phải được chà sạch và làm sạch bằng chân không trước khi nạp xúc tác.

5.3.5.2 Khuyến cáoXúc tác được chuyển đến khách hàng bằng nhiều cách khac nhau.

Phân phối xúc tác theo đường xe tải lớn luôn là cách nhanh nhất và hiệu quả kinh tế nhất để chuyển xúc tác đến nhà máy lọc dầu.

Xe tải được trang bị một tank nghiêng, máy nén và ống mềm nối đầu xả với những hệ thống ống. Xúc tác sẽ được chuyển từ xe tải vào hopper chỉ trong một vài giờ.

Độ chân không trong những hopper phải luôn đủ lớn để chuyển xúc tác vào hopper. Trong trường hợp ống vận chuyển quá dài, cần phải tăng cường thêm air vận chuyển.

Xúc tác sạch được nạp vào trong fresh catalyst hopper và xúc tác cân bằng được nạp vào Auxiliary catalyst hopper đều sử dụng cả máy nén từ xe tải và hệ thống tạo chân không bằng steam.

Lắng xúc tác trong hopper để đo lượng xúc tác vận chuyển, nên tạo bồng bềnh xúc tác theo chu kỳ 2 giờ 1 lần và sau đó để lắng xúc tác trong 1 giờ, sau đó mới dùng những thiết bị đo mức xúc tác.

Khuyến cáo rằng nên dùng instrument air với lưu lượng không đổi để đẩy xúc tác vào trong hopper nhằm tránh hơi ẩm hấp thụ vào xúc tác.

5.4 Khởi động lần đầu.

5.4.1 Tổng quátQui trình khởi động được đề cập sau đây chỉ dùng cho quá trình khởi động phân xưởng lần đầu (cụm phản ứng/tái sinh). Những lần khởi động sau này vẫn sẽ dựa trên những bước sau đây nhưng không phải tất cả tùy theo tình trạng phân xưởng sau khi shutdown. Nếu dừng trong thời gian ngắn, quá trình dry out lớp refractory không cần phải thực hiện lại, ngoại trừ trường hợp turnaround chính.

Có thể dùng qui trình này tham khảo cho những cụm khác khi cần thiết, tuy nhiên, qui trình khởi động cho những thiết bị liên quan hạ nguồn không nằm trong phần hướng dẫn này. Phần hướng dẫn này chỉ sử dụng cho trường hợp phân xưởng khởi động từ trạng thái nguội nghĩa là phân xưởng ở tình trạng tháo ra sửa chữa hoặc sau khi turnaround chính. Phân xưởng được khởi động khi tất cả phân xưởng được kiểm tra thông suốt bởi nhân sự của nhà máy, những thiết bị an toàn sẵn sàng vận hành và những thao tác trong qui trình precommissioning được hoàn tất.

Qui trình sau đây chỉ được xem như qui trình hướng dẫn chung. Nó được soạn thảo khi chưa tham khảo những khó khăn thường xảy ra trong quá trình start-up. Tuân thủ từng

cvii

thao tác một như trong qui trình nhưng không bỏ qua những qui tắc, qui trình vận hành của nhà máy, những yêu cầu về an toàn và những đánh giá, suy xét cũng như kinh nghiệm quí giá của người vận hành.

5.4.2 Tình trạng phân xưởngTình trạng ưu tiên của phân xưởng khi chạy khởi động lần đầu như sau:

Kiểm tra độ kín và thổi bằng nitơ được hoàn tất (O2 < 0.5 % thể tích) trong cụm chuẩn bị nguyên liệu.

Xả nước tự do bị bẫy trong hệ thống tại những điểm thấp.

Tất cả hệ thống phụ trợ cần thiết phải trong tình trạng chuẩn bị hoạt động: các blind tại những header được quay sang chiều mở, những van thường mở phải được ở vị trí như đang hoạt động.

Tất cả trang thiết bị điều khiển đã được kiểm tra và hoạt động tốt

Hệ thống emergency shutdown được kiểm tra và sẵn sang hoạt động.

Trong disengager và cyclone của tháp tái sinh thứ nhất, khóa trickle valve của diplegs ở vị trí mở (nếu không có kế hoạch vào lại những vessel này và sử dụng những vật liệu sẽ bị thiêu đốt hoặc nóng chảy tại nhiệt độ vận hành).

Kiểm tra chắc chắn những man hole trên disengager và tháp tái sinh đã được đóng kín.

Kiểm tra chắc chắn hệ thống fuel gas đã được cô lập và đặt blind.

5.4.3 Thứ tự những thao tác vận hành trong quá trình khởi độngThứ tự những thao tác thực hiện trong quá trình khởi động được chỉ ra dựa trên qui trình kiểu mẩu. Thời gian tiến hành và những yêu cầu của từng bước thao tác được đưa ra cho từng công việc; không tính đến thời gian giữa hai thao tác gần nhau.

Thứ tự trong quá trình khởi động như sau:

Khởi động và kiểm tra Bower.

Dry-out lớp refractory (chỉ dùng cho quá trình khởi động lần đầu)

Nạp xúc tác vào các hopper (chỉ dùng cho quá trình khởi động lần đầu) và theo dõi sửa chữa lớp refractory.

Làm nóng phân xưởng

Mở MOV của Main Fractionator.

Nạp xúc tác.

Ổn định tuần hoàn xúc tác.

Bắt đầu đưa nguyên liệu vào riser

Điều chỉnh các thông số vận hành.

Lưu ý: Khuyến cáo nên kiểm tra lớp refractory sau khi dry-out, đặc biệt là khởi động lần đầu.

cviii

CO Boiler, Waste Heat Boiler (hoặc hệ thống làm nguội dòng khói), và những đường khói được dry sơ bộ trong quá trình dry-out cụm phản ứng / tái sinh tương thích với qui trình khởi động tổng quát.

5.4.4 Khởi động và kiểm tra Blowera) Trước khi khởi động blower, thổi sạch tất cả các trang thiết bị điều khiển, cho hoạt

động hệ thống aeration và đường vận chuyển nhằm tránh bị đóng nghẽn bụi bẩn hoặc những vật liệu khác trong nhũng đường ống nhỏ này. Bên phía cụm phản ứng (riser, disengager/stripper, spent catalyst line) hệ thống purge cần phải được nối với plant air header. Plant air cũng được thổi vào những steam ring (bottom ring, main, hopper, lower, anticoking ring) và stabilization, automation và những torch oil nozzle bằng ống mềm nhằm tránh tắt nghẽn những nozzle này.

b) Kích hoạt hệ thống dầu làm kín lube/seal oil cho blower theo qui trình của nhà sản xuất.

c) Chuyển tất cả các flue gas slide valve, plug valve, regenerated slide valve và spent catalyst slide valve sang chế độ điều khiển manual và thổi những valve này theo qui trình của nhà sản xuất. Chắc chắn hệ thống boiler feed water đã được hoạt động. Chắc chắn rằng hệ thống emergency UX-001 và UX-002 đã được bypass.

d) Mở flue gas slide valve và plug valve 100%, mở catalyst slide valve 60%. Đóng van điều khiển trên đường khí nâng vào plug valve.

e) Đặt blind trước MOV-001 trên đường hơi ra khỏi disengager vào main fractionator, cô lập main fractionator khỏi disengager. Chắc chắn vent được đóng tại thời điểm này. Chú ý rằng blind này tháo ra và đặt được thay thế bởi Ring Spacer sau khi quá trình dry out cụm reactor và regenerator kết thúc. Những thao tác vận hành tiếp theo được thực hiện theo qui trình mở MOV-001.

f) Khởi động Air Blower theo qui trình khởi động chi tiết của Air Blower. Theo dõi chi tiết vận hành của blower trong suốt ngày vận hành đầu tiên của blower sau khi khởi động.

g) Cài đặt lưu lượng dòng air của blower để duy trì minimum flow 10% trên điểm surge trong suốt thời gian và kiểm tra điểm surge của blower. Ổn định, kiểm tra độ rung và nhiệt độ.

h) Nâng lưu lượng air vào tháp tái sinh thứ nhất đến mức vận hành bình thường và chuyển sang automatic.

i) Nâng lưu lượng air vào tháp tái sinh thứ hai đến mức vận hành bình thường và chuyển sang automatic.

cix

cx

j) Đóng dần slide valve trên đường khói ra của tháp tái sinh thứ hai bằng chế độ điều khiển manual cho đến khi độ mở van 20% và chuyển sang điều khiển bằng Pdic. Ghi lại vị trí của ti van (trên DCS và tại site).

k) Điều chỉnh từ từ slide valve trên đường khói ra của tháp tái sinh thứ nhất bằng manual để nâng áp suất trong thái tái sinh lên khoảng 1.0 kg/cm2g, mỗi khoảng tăng 0.200 kg/cm2g. Kiểm tra rò rỉ tại những mặt bích và manway. Điều chỉnh độ mở của slide valve trên đường khói ra của tháp tái sinh thứ hai nhằm điều khiển từ từ áp suất tháp tái sinh. Kiểm tra nhiệt độ cụm phản ứng và tái sinh nhỏ hơn 100oC. Giữ ít nhất trong 10 giờ, sau đó tăng áp suất blower với độ tăng 0.4 kg/cm2g lên đến áp suất cực đại của đầu xả. Kiểm tra rò rỉ lần hai. Sau đó giảm áp suất tháp tái sinh xuống 1.0 kg/cm2g.

l) Ghi lại độ mở của slide valve trên đường khói ra của tháp tái sinh thứ nhất khi áp suất đạt đến 1.0 kg/cm2g. Sau đó kiểm tra air blower tại công suất thiết kế; chạy ổn định và kiểm tra độ rung va nhiệt độ. Vận hành blower với lưu lượng vận hành bình thường vào tháp tái sinh thứ nhất và tháp tái sinh thứ hai.

m) Cài đặt bộ điều khiển áp suất của tháp tái sinh thứ nhất (PIC-146) nhằm giữ áp 1.0 kg/cm2g và chuyển sang chế độ điều khiển automatic.

n) Cài đặt PdIC-172 nhằm giữ chênh áp giữa hai tháp tái sinh 0.0 kg/cm2 và chuyển sang chế độ automatic.

o) Mở regerated slide valve và spent slide valve 30% - 40% bằng manual để air từ regenerator vào disengager stripper.

p) Mở từ từ vent trước MOV-001 trên đường hơi disengager để air di chuyển qua disengager stripper. Không cho phép đóng hai slide valve trên đường khói ra dưới 20%. Điều khiển lưu lượng air đúng với tình trạng mong muốn.

Ghi chú: Cụm xử lý khói sẵn sàng vận hành, hoặc đường bypass đến stack có thế được sử dụng.

5.4.5 Dry-out lớp refractory Trước khi start-up, lớp refractory cần phải được xử lý. Quá trình dry-out này được thực hiện bằng cách sử dụng Main air blower, air heater, và những trang thiết bị điều khiển đã được lắp đặt. Quá trình này phụ thuộc vào hiện trạng của cụm tháp phản ứng/ tháp tái sinh, những vent tạm thời/ các thiết bị giảm âm có thể được yêu cầu lắp đặt trên hệ thống khói ra. Trong quá trình dry-out lớp refractory , phía cụm hơi nước của waste heat boiler, CO boiler và Economizer phải được đun sôi theo qui trình của Vendor.

Quá trình dry-out lớp refractory phụ thuộc vào từng loại refractory và độ dày của nó, qui trình này cần phải được xây dựng bởi sự phối hợp giữa Licensor, Vendor refractory, nhà thầu, nhà lắp đặt refractory và công ty vận hành. Trong quá trình khởi động lần đầu, turnaround chính, cần phải kiểm tra từng bước nâng nhiệt độ, thời gian tiến hành như đã nêu ra trong qui trình dry-out. Theo qui trình mẩu, quá trình này tiến hành trong 5 ngày và được chỉ ra dưới đây.

cxi

Trong quá trình dry-out, nếu cần thiết phải điều chỉnh vị trí của slide valve nhằm điều chỉnh mức độ hâm nóng của từng vessel. Trong quá trình hâm nóng, khí nâng có thể bị giản nở nhiệt nên có khuynh hướng đẩy vào plug valve và gây ra hư hỏng plug valve và hệ thống khí nâng nếu plug valve bị đóng kín. Vậy trong quá trình dry-out, plug valve cần phải được mở hoàn toàn.

Những đường nạp và rút xúc tác cũng được làm khô trong quá trình này. Mở những block valve trên đường chuyển xúc tác và mở vent trên những hopper xúc tác. Mở đường by-pass của các catalyst feeder. Giữ flapper (tricle) valve của những dipleg cyclone tại vị trí mở nhằm xả nước trong suốt quá trình dry-out.

LƯU Ý: KHÔNG QUÊN ĐÓNG CÁC FLAPPER (TRICLE) VALVE KHI QUÁ TRÌNH DRY-OUT KẾT THÚC.

Do quá trình giãn nở nhiệt khác nhau giữa disengager/ stripper và tháp tái sinh nên chênh lệch nhiệt độ giữa những vessel này không được vượt quá nhiệt độ thiết kế của expansion joint (chênh lệch nhiệt độ tối đa là 350oC như đã đưa ra trong tiêu chuẩn của expansion joint).

Chuẩn bị cho quá trình Dry-out

- COB/WHB được dry-out trước khi thực hiện quá trình dry-out tháp phản ứng và tháp tái sinh.

- Lắp đặt blind trước MOV-001 trên đường hơi từ tháp phản ứng sang main fractionator. Chú ý rằng blind này phải được tháo ra khi quá trình dry-out kết thúc.

- Dùng nitơ để thổi D-1509, nếu lúc này nitơ đã sẵn sàng.- Nếu nitơ không sẵn sàng, dùng plant air để thổi. Đưa plant air vào

những đường thổi bằng fuel gas của những trang thiết bị điều khiển của tháp phản ứng. Sử dụng đường 3”-PA-157230 trong bản vẽ P&ID 015-PID-0021-138. Đóng double block valve và bleed valve phía fuel gas drum. Chú ý rằng đường 3”-PA-157233 nối với đường nitơ không được dùng trừ phi PSV-007A xả thẳng ra môi trường, sử dụng đường ống tạm để tránh Plant Air chạy thẳng ra flare.

- Cô lập PSV-002 trên đường hơi vào fractionator bằng cách đóng van đầu vào.

- Mở isolation valve trên đường start-up line của đường ra tháp phản ứng đến đường flue gas line (24”-PG-150037 trên bãn vẽ P&ID 015-PID-0021-123).

- Fuel gas dành cho start-up (Propane hoặc LPG) sẵn sàng sử dụng từ thiết bị fuel gas LPG vaporizer.

- Chuẩn bị đun sôi soda cho hệ thống BFW trong WHB.- Đưa đường air đầu xả của Air Blower vào hệ thống MPS header (nằm

trước PV-365) bằng cách sử dụng đường start-up line 6”-A-150072 trên bãn vẽ P&ID 015-PID-132/138, như vậy đường steam có thể thổi bằng air đầu ra của air

cxii

Blower. Sử dụng double block valve hoặc bleed valve cô lập hệ thống MPS header.

- Tháo rời tất cả các Injection nozzles trong suốt quá trình dry-out.Xử lý theo các bước sau:

a) Dùng Plant air để thổi tất cả các thiết bị điều khiển, các đường điều chỉnh aeration, các đường steam ring (riser bottom, fluffing, main, upper, pre-stripping, anticoking ring) và sử dụng những đường ống tạm để vận hành stabilization, automation, torch oil nozzle.

b) Sử dụng air đầu xả của air blower để gia nhiệt cho những vessel và giữ cho đến khi bằng nhiệt độ của đầu xả air blower. Mở các van xả lỏng tại những điểm thấp, chủ yếu ở đáy của riser.

c) Khởi động pilot của air heater theo qui trình khởi động air heater của Vendor. Giữ trong thời gian cho phép để dry lớp refractory của air heater theo tư vấn của air heater Vendor.

d) Giữ nhiệt độ khoảng 120oC đến 140oC trong tầng dense của tháp tái sinh trong vòng 24 giờ khi pilot cháy ổn định với lưu lượng tối thiểu. Trong suốt thời gian này, gia nhiệt disengager/stripper bằng cách đóng mở luân phiên spent catalyst slide valve và regenerated catalyst slide valve ít nhất mỗi giờ 1 lần. Kiểm tra quá trình hâm nóng một cách đồng đều của withdrawal well và catalyst standpipe. Kiểm tra vận hành các slide valve khi ở chế độ manual và automatic.

e) Khởi động burner của air heater, kích hoạt UX-003 và UX-004, nâng nhiệt độ đầu ra của air heater 30oC/h sao cho nhiệt độ tháp tái sinh lên đến khoảng 340oC. Tiếp tục gia nhiệt cho disengager/stripper như phần d) đã nêu ở trên. Kiểm tra quá trình giãn nở nhiệt của các đường ống, thiết bị và theo dõi sự di chuyển tự do của những đường ống nhỏ. Kiểm tra những expansion joint và hệ thống đỡ ống.

f) Giữ nhiệt độ trong tháp tái sinh ở 340oC trong vòng 24 giờ.Trong giai đoạn này, xử lý hot bolting các mặt bích.

Quan sát đường ống, hệ thống đỡ và những spring hanger trong suốt quá trình gia nhiệt để đảm bảo những đường ống này di chuyển tự do mà không bị bó buộc hoặc biến dạng. Kiểm tra chặt chẽ rò rỉ thiết bị khi phân xưởng ở trạng thái nguội. Nếu xuất hiện bất kỳ một sự rò rỉ nào thì quá trình gia nhiệt phải được dừng lại.

g) Đóng các block valve trên mỗi đường chuyển xúc tác và giữ hệ thống khô ráo trước khi nạp xúc tác vào hopper.

h) Nâng nhiệt độ của air heater 30oC/h đến khi đạt được nhiệt độ cực đại:- Điều chỉnh vị trí những slide valve và đường vent của disengager trên

đường ra để đảm bảo air được di chuyển vào tất cả các vessel. Thay đổi ít nhất 1 giờ 1 lần vị trí của những slide valve và plug valve để kiểm tra tình trạng không bị bó buộc những van này.

- Nhiệt độ đầu ra của air heater : Max 760oC

cxiii

- Tháp tái sinh : khoảng 650oC(phân bố đều)- Disengager : Min 480oC

: Max 540oCGiữ trong vòng 24 giờ và kiểm tra hot bolt lần thứ hai. Kiểm tra nhiệt độ bề mặt của thiết bị và đường ống. Dùng những nhiệt kế tiếp xúc để kiểm tra và chắc chắn nhiệt đã được cung cấp cho những ống spent catalyst và regenerated standpipe.

Do giới hạn của air heater, cần phải điều chỉnh lưu lượng air để đạt được nhiệt độ mong muốn.

Ghi chú 1: Nhiệt độ đầu ra của air heater không được vượt quá 760oC.

Ghi chú 2: Trong trường hợp restart, cốc bám trên lớp refractory của thành riser/ disengager/stripper, giữ nhiệt độ disengager và riser dưới 340oC nhằm tránh cốc bị đốt cháy trở lại.

Khi quá trình Dry-out kết thúc, làm nguội với tốc độ 60oC/h bằng cách giảm từ từ quá trình cháy của air heater. Tắt air heater, đặt blind đường fuel gas và làm nguội bằng air đầu xả của air blower.

Sau quá trình Dry-out lớp refractory, tất cả hệ thống đường ống và thiết bị cần phải được đặt đúng trở lại vị trí vận hành bình thường.

- Tháo blind và đặt ring space vào trước MOV-001 trên đường hơi vào main fractionator. Chú ý rằng quá trình cô lập giữa tháp phản ứng và Main Fractionator được thực hiện bằng cách mở/ đóng MOV-001.Lưu ý: Trong quá trình dry-out lớp refractory, blind cần phải đặt trước MOV-001 để cô lập tức thời tháp phản ứng và Fractionator. Blind này chỉ được sử dụng trong quá trình dry-out.

- Tháo rời đường ống nối Plant Air vào các đường thổi fuel gas các thiết bị điều khiển của tháp phản ứng. Sử dụng đường 3”-PA-157230 trên bãn vẽ P&ID 015-PID-0021-138. Mở double block valve và đóng isolation bleed valve phía fuel gas.

- Mở isolation valve của PSV-002 trên đường hơi vào fractionator, và sẵn sàng sử dụng cho quá trình gia nhiệt.

- Đóng isolation valve trên đường ra của tháp phản ứng dành cho start-up (24”-PG-150037 trên bãn vẽ P&ID 015-PID-0021-123).

- Tháo đường air đầu xả của Air Blower từ MPS header (trước PV-365) dùng 6”-A-150072 trên bãn vẽ P&ID 015-PID-132/138, đường hơi MPS sẵn sàng để sử dụng.

cxiv

cxv

cxvi

5.4.6 Kiểm tra lớp refractory Mở và kiểm tra các vessel và các bộ phận, thiết bị bên trong của cụm phản ứng, tái sinh và cụm xử lý khói.

Sửa chữa refractory những nơi nào nếu thấy cần thiết.

Tắt dòng Plant Air những nơi nào nếu cần thiết vì hoạt động này sẽ gây nguy hiểm cho nhân sự làm việc bên trong các vessel.

Chắc chắn rằng plant air thổi vào các thiết bị điều khiển, các đường tạo aeration, các steam ring cần phải được nạp vào lại sau khi quá trình kiểm tra refractory kết thúc (Cần phải kiểm tra chắc chắn không có người bên trong những vessel khi plant air được mở lại).

5.4.7 Dry-out và đun sôi bay hơi hóa chất trong CO Boiler/ Waste Heat Boiler.Dry-out lớp refractory của COB/WHB được thực hiện theo qui trình của nhà chế tạo. Nguồn nhiệt để dry-out COB/WHB được cung cấp bởi đốt burner trong COB. Đun sôi soda nhằm bay hơi để loại bỏ các ván dầu, đồng thời cũng tách bỏ những cặn bẩn trong cụm sản xuất hơi nước.

Quá trình dry-out COB và WHB cần phải được thực hiện trước khi dry-out lớp refractory của tháp phản ứng và tháp tái sinh.

Chắc chắn isolation damper trên đường vào COB và WHB được đóng kín.

1. Đóng block valve và globe valve của đường vent trên đường hơi quá nhiệt nằm trên đường vào WHB. Mở block valve đường hơi nước đến steam header.

2. Mở van điều khiển lưu lượng dòng BFW bằng chế độ manual, cho dòng BFW chạy trong hệ thống, ổn định mức trong steam disengager drum. Kiểm tra dòng BFW đến steam drum.

3. Điều khiển bằng manual lưu lượng dòng BFW cho đến khi quá trình sản xuất hơi nước thật sự bắt đầu. Khi thấy xuất hiện và tăng dần hơi nước ở đường vent, tăng từ từ áp suất bằng cách đóng globe valve trên đường vent. Lý do vent hơi nước là để duy trì dòng trong ống, và để đẩy hết air ra khỏi hệ thống. Khi áp suất đầu ra của thiết bị quá nhiệt hơi nước tăng đến áp suất vận hành bình thường (42.3kg/cm2g), đóng đường vent và chuyển đường hơi nước vào steam header.

4. Vận hành dòng BFW vào thiết bị desuperheater và điều khiển bằng bộ điều khiển nhiệt độ đặt trên dòng ra của thiết bị desuperheater.

5. Chuẩn bị sử dụng hệ thống bơm hóa chất.6. Vận hành hệ thống xả blowdown liên tục và blowdown gián đoạn.Tham chiếu theo hướng dẫn của nhà chế tạo trong qui trình precommissioning.

cxvii

5.4.8 Đun sôi soda của dòng BFW của WHBTrong quá trình dry-out lớp refractory, nạp hóa chất làm sạch vào hệ thống BFW của WHB.

Qui trình chi tiết xem trong qui trình commissioning

5.4.9 Đun sôi soda của thiết bị sản xuất hơi nước ở cụm đáy tháp Main FractionatorƯu tiên xử lý cụm có sự trao đổi dòng lạnh/nóng của Main column, soda được đun sôi vào bạp vào thiết bị sản xuất hơi nước nằm ở đáy Main Column.

Qui trình chi tiết xem trong qui trình commissioning

5.4.10 Xử lý nhờn trong hệ thống dòng AmineTách dầu và mỡ nhờn ở bề mặt bên trong các đường ống và thiết bị nhằm tránh quá trình tạo bọt, sử dụng hợp chất kiềm để khử nhờn cho hệ thống dòng amine.

Qui trình chi tiết được nêu ra trong qui trình vận hành khử nhờn.

cxviii

6. Khởi động lần đầu và khởi động thông thường

6.1 Tóm tắt quá trình khởi động

6.1.1 Cụm phản ứng và tái sinh:Trình tự các bước khởi động như sau:

- Thông suốt đường ống dẫn khí flue gas.

- Khởi động thiết bị lọc tĩnh điện ở chế độ “ Pre Start” để làm nóng thiết bị.

- Khởi động COB ở chế độ vận hành “ fresh air”, và khởi động thiết bị sinh hơi nước áp suất cao.

- Khởi động Air blower và kiểm tra.

- Thiết bị phản ứng và thiết bị tái sinh làm nóng và nâng nhiệt bởi lò đốt không khí.

- Mở van MOV-001 tại đầu vào của thiết bị phân tách.

- Nạp xúc tác vào thiết bị tái sinh.

- Thiết lập tuần hoàn xúc tác.

- Nạp nguyên liệu vào Riser thiết bị phản ứng.

- Điều chỉnh các điều kiện vận hành.

1. Trước khi khởi động blower. Kiểm tra tất cả các đường ống nằm phía trước các van một chiều không có xúc tác. Kiểm tra đảm bảo các van một chiều CV-1501, CV-1502, CV-1503 và CV-1504 ở vị trí đóng.

2. Khởi động các dòng khí rửa vào các thiết bị tự động hóa, thiết bị aeration, các đường conveying. Nối đường không khí thổi vào riser, reactor và đường vận chuyển catalyst chưa tái sinh.

3. Khởi động hệ thống dầu bôi trơn và làm kín của Air blower theo hướng dẫn của nhà cung cấp.

4. Đặt các slide valve ở chế độ manual gồm flue gas slide valve, plug valve, spent catalyst slide valve, regenerated slide valve, và mở hệ thống van đưa khí thổi rửa vào các slide valve.

5. Đưa hệ thống nước nồi hơi vào hoat động tại COB/WHB và bypass hệ thống khẩn cấp UX-001 và UX-002.

6. Kiểm tra lại kết nối của đường ống flue gas và cách ly của thiết bị Economizer ( thiết bị làm nóng nước lò hơi) và COB/WHB. Khởi động thiết bị lọc tĩnh điện ở chế độ

cxix

PreStart và gia nhiệt làm nóng vùng xử lý Ash của thiết bị lọc tĩnh điện như qui trình của nhà cung cấp.

7. Khởi động COB ở chế độ fresh air theo qui trình vận hành của nhà cung cấp.

8. Mở flue gas slide valve, plug valve 100%. Catalyst slide valve 60%. Đóng van điều khiển đường khí nâng vào valve Plug.

9. Khởi động Air blower theo qui trình vận hành thiết bị, thiết lập dòng không khí và tốc độ của Air blower để duy trì dòng cao hơn 10% điểm gây surge.

10. Tăng lưu lượng dòng không khí vào thiết bị tái sinh thứ nhất đến lưu lượng vận hành thông thường và đặt ở chế độ tự động.

11. Tăng lưu lượng dòng không khí vào thiết bị tái sinh thứ hai đến lưu lượng vận hành thông thường và đặt ở chế độ tự động.

12. Khởi động dòng khí thổi rửa vào BV-1501AB và BV-1502AB.

13. Làm nóng cụm phản ứng và cụm tái sinh như sau:

14. Làm nóng cụm phản ứng và tái sinh bằng dòng không khí từ Air Blower trong 2 giờ, trước khi sử dụng lò đốt không khi.

15. Khởi động lò đốt không khí theo qui trình của nhà cung cấp và duy trì ở công suất tối thiểu khoảng 2 giờ.

16. Tăng nhiệt độ thiết bị tái sinh đến 3400C với tốc độ 600C/giờ và bắt đầu tăng nhiệt thiết bị phản ứng. Giữ nhiệt độ 3400C trong khoảng 1 giờ.

17. Tăng nhiệt độ đầu ra của thiết bị đốt nóng không khí với tốc độ từ 60-1000C/giờ đến nhiệt độ tối đa có thể. Tuy nhiên nhiệt độ này không vượt quá 7600C.

18. Tối thiểu sau mỗi giờ làm nóng, đóng và mở các van slide và kiểm tra Riser, ống vận chuyển xúc tác được nâng nhiệt đồng đều.

19. Kiểm tra rò rỉ và theo dõi hệ thống spring Hanger và Expansion joint.

20. Nâng nhiệt thiết bị tái sinh đến 6500C tại vùng dense phases và nâng nhiệt vùng phản ứng đến 3400C. Giữ ở nhiệt độ này trong khoảng 2 giờ.

21. Đối với lần khởi động đầu tiên, nên giữ nhiệt độ này trong 4 giờ để tránh bị kẹt xúc tác ở chân của cyclone do xúc tác cân bằng có thể nhiễm ẩm trong quá trình vận chuyển.

22. Thổi rửa hệ thống tự động và đo lường, hệ thống aeration, hệ thống khí conveying đến vùng phản ứng chuyển từ không khí sang Nitơ. Hệ thống cung cấp hơi nước chuyển từ không khí sang hơi nước.

23. Khi quá trình nâng nhiệt đã ổn định. Chuẩn bị để mở van MOV-001 tại đầu vào của thiết bị phân tách chính( Chú ý rằng dụng cụ blind trước van MOV-001 đã được tháo

cxx

dỡ và thay thế bằng ring spacer sau khi lớp cách nhiệt được làm khô).

24. Quá trình tuần hoàn nóng và làm khô ở thiết bị phân tách chính đã hoàn thành.

25. Giảm mức của thiết bị phân tách chính đến mức tối thiểu và ngừng quá trình tuần hoàn nóng.

26. Đóng van SCV và van RCV.

27. Mở đường xả khí trên thiết bị phản ứng và tháo nước ngưng trước van MOV-001.

28. Đảm bảo nguồn cấp hơi nước khô tại thiết bị stripper, Riser và khởi động tất cả các dòng hơi nước. Cài đặt lưu lượng dòng stripping steam và hơi nước phân tán ở lưu lượng 50% lượng vận hành thông thường.

29. Quan sát đường vent cho đến khi có dòng hơi nước xuất hiện, tối thiểu là 15 phút. Theo dõi áp suất thiết bị phản ứng và giảm dòng hơi nước nếu cần thiết để tránh tăng áp quá cao trong thiêt bị phản ứng.

30. Giảm lưu lượng hơi nước đến mức tối thiểu tại thiết bị phân tách, thiết bị phản ứng. Giảm áp hai bên van MOV-001.

31. Mở van MOV-001, trong giai đoạn này dòng hơi nước vẫn duy trì ở lưu lượng tối thiểu.

32. Sau khi van MOV-001 mở hoàn toàn đóng từ từ đường xả khí trên thiết bị phản ứng và cung cấp hơi nước trở lại vào vùng stripper và Riser của thiết bị phản ứng đến lưu lượng vận hành.

33. Khởi động dòng khí thổi rửa hơi cao áp vào van MOV-001 sau khi van mở hoàn toàn. Tra cứu qui trình vận hành của van MOV-001.

34. Lưu ý: Không được mở van HPS khi van MOV-001 hoạt động( khi dịch chuyển từ vị trí đóng sang mở và ngược lại).

35. Cụm phân tách chính được tăng áp bằng khí fuel gas hoặc Nitơ.

36. Thiết lập áp suất thiết bị phản ứng cao hơn thiết bị tái sinh thứ nhất khoảng 0.1 kg/cm2 nhằm tránh không khí đi vào thiết bị phân tách chính cho đến khi quá trình nạp xúc tác bắt đầu.

37. Xúc tác cân bằng nên được nạp từ bình chứa xúc tác đã sử dụng hoặc bình nạp xúc tác phụ trợ đến thiết bị tái sinh tầng 1.

38. Đóng các van slide và van Plug.

39. Cài đặt áp suất thiết bị tái sinh thứ nhất ở 1.1kg/cm2 và áp suất thiết bị thứ hai đến 1.0kg/cm2.

40. Lưu ý: Áp suất cài đặt cho thiết bị tái sinh thứ nhất và thứ hai thấp hơn so với giá trị cài đặt khi vận hành. Kiểm tra dòng khí fuel gas vào thiết bị H-1501/H1502.

cxxi

41. Giảm dòng không khí vào thiết bị tái sinh xuống khoảng 30-40% lưu lượng vận hành thông thường cho đến khi chân của thiết bị cyclone được làm kín.

42. Bắt đầu cung cấp khí nâng ở lưu lượng 50% lưu lượng vận hành.

43. Ghi lại mức xúc tác ban đầu trong bình chứa trước khi nạp xúc tác. Kiểm tra lại lượng xúc tác trong bình chứa trước khi nạp.

44. Bắt đầu nạp xúc tác bằng cách mở từ từ van cổng dưới đáy của bình chứa. Điều chỉnh tốc độ nạp bằng độ mở của van và lưu lượng dòng khí nâng.

45. Nạp xúc tác vào thiết bị tái sinh thứ nhất trong khi đó vẫn duy trì nhiệt độ vùng dense phase ở 3700C.

46. Khi mức trong thiết bị tái sinh thứ nhất cao hơn đầu phun torch oil tối thiểu 500mm và nhiệt độ vùng dense phase tối thiểu 3700C, dầu torch-oil có thể được dùng ở lưu lượng dòng tối thiểu.

47. Điều chỉnh lưu lượng dòng torch-oil để đạt được nhiệt độ vùng dense phase 6500C.

48. Tiếp tục nạp xúc tác vào thiết bị tái sinh thứ nhất cho đến mức cao nhất.

49. Tăng sự chênh áp giữa thiết bị tái sinh thứ nhất và thiết bị tái sinh thứ 2 lên 0.7kg/cm2 bằng PDIC. Điều khiển lưu lượng dòng không khí vào thiết bị tái sinh thứ 2 để đạt được 0.3-0.4m/giây tại vùng dense phase để giảm mất mát xúc tác. Mở từ từ van plug và bắt đầu chuyển xúc tác lên thiết bị tái sinh tầng 2.

50. Khi mức ở thiết bị tái sinh thứ 2 cao hơn đầu phun torch oil tối thiểu 500mm, bắt đầu đưa torch oil vào nếu nhiệt độ vùng dense phase cao hơn 3700C.

51. Điều chỉnh lưu lượng dòng torch oil để duy trì nhiệt độ 6500C tại vùng dense phase của thiết bị tái sinh.

52. Ghi lại mức bình chứa, và kiểm tra lại lượng xúc tác đã được nạp. Tiếp tục nạp xúc tác và chuyển xúc tác từ tầng 1 lên tầng 2 cho đến khi toàn bộ lượng xúc tác đã được nạp.

53. Giữ mức ở thiết bị tái sinh và nhiệt độ vùng dense phase gần 6500C trong khi chuẩn bị giai đoạn tuần hoàn xúc tác.

54. Trước khi thiết lập tuần hoàn xúc tác, cần phải đạt được các điều kiện dưới đây:

55. Nhiệt độ vùng Disengager ở 3000C ( phụ thuộc vào nhiệt độ dòng hơi nước), môi trường hơi nước. Áp suất khoảng 1.2kg/cm2 được điều khiển bởi hệ thống fuel gas hoặc nitơ hoặc máy nén Wet gas compressor.

56. Nhiệt độ thiết bị tái sinh thứ nhất 6500C, áp suất 1.1 kg/cm2, lưu lượng dòng không khí ở 50% lưu lượng vận hành.

57. Nhiệt độ thiết bị tái sinh thứ hai 6500C, áp suất 0.4 kg/cm2, lưu lượng dòng không khí ở 50% lưu lượng vận hành.

cxxii

58. Tăng lưu lượng dòng khí nâng đến lưu lượng vận hành thông thường.

59. Cài đặt PDIC đối với van SSV và RSV ở 0.1kg/cm2 và đặt ở chế độ tự động.

60. Giảm dòng hơi nước stripping xuống mức tối thiểu, cài đặt dòng hơi nước ổn định và dòng hơi nước phân tán ở lưu lượng vận hành.

61. Mở từ từ van RSV ở chế độ manual đến 20% mở. Theo dõi và duy trì sự chênh áp của van trên 0,2kg/cm2.

62. Tiếp tục tuần hoàn theo mẻ và vận chuyển xúc tác cho đến khi nhiệt độ vùng tách cao hơn 3700C. Khi nhiệt độ đạt được 4800C, tăng mức của vùng tách lên mức hoạt động bình thường.

63. Điều chỉnh RSV và SSV để giữ mức trong các thiết bị, và để duy trì sự chênh áp bằng nhau ở hai van slide. Sau đó các van này có thể được đặt ở chế độ tự động(Auto).

64. Tiếp tục tuần hoàn xúc tác cho đến khi nhiệt độ tại đầu ra của Riser đạt được 5100C.

65. Tại thời điểm này dầu có thể được nạp vào hệ thống, cụm phân tách cần phải chuẩn bị sẵn sàng để nhận dòng sản phẩm từ cụm phản ứng. Hệ thống nguyên liệu đến Riser nên được tuần hoàn qua đường bypass thiết bị phản ứng về lại bình chứa nguyên liệu và sẵng sàng kết nối vào hệ thống phun nguyên liệu.

66. Chuyển các đầu purge vào vùng phản ứng từ Nito sang Fuel gas. Kiểm tra lưu lượng dòng của các đầu purge.

67. Kiểm tra lại hệ thống khẩn cấp UX-001 và UX-002 đã sẵn sàng khi kích hoạt.

68. Đặt van RSV và SSV ở chế độ điều khiển manual.

69. Tháo nước ra khỏi đầu phun nguyên liệu và mở các van cach ly trên đường nguyên liệu, giữ van điều khiển ở vị trí đóng.

70. Nhập nguyên liệu vào Riser. Khởi động các đầu phun, mở các van điều khiển theo trình tự 3 van một lần , đưa lưu lượng nguyên liệu đạt 50% lưu lượng vận hành. Nhiệt độ đầu ra của Riser không được giảm xuống dưới 4800C.

71. Tăng lưu lượng nguyên liệu lên 70% lưu lượng vận hành trong vòng 1 giờ.

72. Điều khiển lưu lượng không khí vào thiết bị tái sinh sao cho nhiệt độ 650-7000C được duy trì ở tầng tái sinh thứ nhất và 2% oxy dư ở dòng flue gas tầng tái sinh thứ 2.

73. Khởi động bơm cấp chất thụ động hoá kim loại nếu có yêu cầu. Đối với lần khởi động đầu tiên, khởi động bơm này ở giai đoạn sau cùng sau khi đã ổn định các điều kiện vận hành.

74. Lưu ý: Xúc tác làm mất hoạt hóa kim loại chỉ sử dụng đối với dầu Mixed Crude.

cxxiii

75. Sau khi thiết bị tách chính đã ổn định, tăng lưu lượng nguyên liệu lên lưu lượng thiết kế với tốc độ 10%.

76. Điều chỉnh dòng không khí vào thiết bị tái sinh phù hợp, lấy mẫu và kiểm tra xúc tác đã tái sinh.

77. Khởi động nạp xúc tác sạch và rút xúc tác chưa tái sinh, căn cứ vào số liệu phân tích của tất cả các sản phẩm và duy trì hoạt tính xúc tác.

78. Lấy mẫu đáy của thiết bị phân tách chính, kiểm tra có sự kéo theo xúc tác từ thiết bị phản ứng.

79. Lấy mẫu dòng flue gas để điều khiển dòng không khí đốt.

6.1.2 Cụm phân tách chính và Thu hồi khí:Tóm tắt các bước khởi động cụm Phân tách và cụm thu hồi khí:

1. Thông báo các bộ phận liên quan dự kiến thời gian khởi động.

2. Các công việc chuẩn bị cho quá trình khởi động đã được hoàn tất. Kiểm tra rò rỉ và súc rửa nước đã được thực hiện. Kiểm tra thiết bị tự động, hệ thống phụ trợ đã được khởi động. Thiết bị an toàn đã được kiểm tra và đưa vào hoạt động. Các blind được tháo bỏ hoặc lắp đặt ở vị trí theo yêu cầu. Không khí chưa được loại ra khỏi hệ thống.

3. Thổi không khí ra khỏi hệ thống bằng Nitơ hoặc hơi nước và đặt hệ thống ở áp suất dương bằng Nitơ hoặc fuel gas.

4. Nạp LCO hoặc LGO vào bình ổn định nguyên liệu. Tháo nước ra khỏi các bình chứa và hệ thống đường ống trước khi cung cấp dầu.

5. Lưu Chuyển dầu từ bình ổn định nguyên liệu đến thiết bị phân tách chính bằng bơm nguyên liệu và đi qua hệ thống tiền gia nhiệt nguyên liệu, sử dụng đường khởi động trước van XV-002. Khi mức được thiết lập dưới đáy của T-1501, khởi động tuần hoàn dầu qua hệ thống slurry. Tháo toàn bộ nước trong vòng tuần hoàn tại các điểm low point trước khi vòng tuần hoàn nóng bắt đầu.

6. Tiếp tục thêm LCO hoặc LGO vào thiết bị phân tách chính và đưa dầu vào bể chứa slops hoặc các bể khác qua vòng dầu clarified.

7. Ngừng dòng LCO cấp vào thiết bị phân tách và tiếp tục tuần hoàn. Dòng dầu Clarified có thể được tuần hoàn lại bằng dòng tối thiểu trở về thiết bị phân tách.

8. Tuần hoàn nóng của hệ thống bơm tuần hoàn có thể bắt đầu sử dụng nhiệt từ hơi nước ở các thiết bị sinh hơi E-1505A/B. Trường hợp COB/WHB đã được khởi động và hơi cao áp bão hòa sinh ra bởi WHB đã có, sử dụng E-1504A/B để nâng nhiệt độ cũng như hỗ trợ cho quá trình gia nhiệt hệ thống.

9. Mở các blinds trên đường đến thiết bị bẫy hơi ngưng tụ ở thiết bị sinh hơi E-1505 A/B. Các bẫy hơi ngưng tụ này chỉ dùng cho quá trình khởi động.

cxxiv

10. Tiếp tục tuần hoàn qua hệ thống slurry. Các bơm nên được chuyển sao cho tất cả 3 bơm và hệ thống đường ống được nâng nhiệt đồng đều.

11. Nâng nhiệt độ hệ thống lên khoảng 2000C, là nhiệt độ ngưng tụ của hơi nước.

12. Tháo nước tại các bơm, các dòng rút sản phẩm và bình ngưng tụ đỉnh.

13. Nạp Naphtha vào bình ngưng tụ đỉnh từ bên ngoài. Thực hiện quá trình tuần hoàn dòng naphtha lạnh ở cụm thu hồi khí. Nạp naphtha vào bình ngưng tụ đỉnh, sau đó cung cấp Naphtha vào stripper. Thiết lập vòng tuần hoàn nguội ở cụm thu hồi khí và thiết bị ngưng tụ đỉnh. Vận hành WGC với fuel gas khi van MOV-001 đóng để tăng áp cụm thu hồi khí nếu chạy thử để kiểm tra cơ khí của WGC chưa thực hiện.

14. Tiếp tục tuần hoàn nóng cho đến khi mở van MOV-001 tại đầu vào của thiết bị phân tách chính.

15. Ngừng tuần hoàn nóng và WGC và giảm áp thiết bị phân tách ra đuốt đốt. Mở van MOV-001 . Phải chắc chắn rằng dòng HPS purge đến van MOV-001 được đóng trước khi van MOV -001 hoạt động.

16. Một khi MOV-001 được mở, khởi động lại vòng tuần hoàn và gia nhiệt dầu tuần hoàn lên khoảng 2000C. Mở lại dòng HPS purge sau khi van MOV-001 mở hoàn toàn.

17. Đối với trường hợp khởi động lần đầu, Vòng tuần hoàn LCO, cung cấp dòng LGO vào đầu hút của pumparound LCO, tuần hoàn LGO trong vòng tuần hoàn LCO, tháo nước tại các điểm low point. Các lần khởi động tiếp theo, LCO có sẵn và được dung như dầu rửa.

18. Điền đầy cụm HCO bởi dòng LCO chảy tràn. Đưa dầu tuần hoàn vào hệ thống HCO pumparound và tháo nước tại các điểm lowpoint.

19. Khởi động dòng tuần hoàn nóng hệ thống HCO Pumparound sử dụng E-1523, cung cấp MPS. Khởi động các bấy hơi ngưng tụ phía đáy của E-1523.

20. Chuyển dầu được nâng nhiệt từ hệ thống HCO pumparound lên hệ thống LCO pumparound sử dụng đường khởi động từ P-1508AB. Sau khi đủ thể tích ở cụm LCO, chuyển dầu lên hệ thống Heavy Naphtha pumparound sử dụng đường khởi động ở đầu xả bơm P-1510AB. Duy trì dòng tuần hoàn nóng của HCO PA, LCO PA, và Heavy Naphtha PA để loại bỏ nước trong hệ thống.

21. Lưu ý: Tuần hoàn nóng của hệ thống Heavy Naphtha PA là một chọn lựa. Phụ thuộc vào tình huống sử dụng vòng tuần hoàn nguội sử dụng dòng Naphtha khởi động.

22. Tiếp tục cung cấp Naphtha vào bình hồi lưu đỉnh từ bên ngoài phân xưởng. Khởi động bơm hồi lưu và điền đầy cụm heavy naphtha pumparound. Tuần hoàn dầu trong vòng Heavy naphtha PA và tháo nước từ các điểm low point.

cxxv

23. Tiếp tục tuần hoàn nóng hệ thống slurry PA và cung cấp naphtha vào bình hồi lưu đỉnh đến mức vận hành thông thường cho đến khi nguyên liệu được đưa vào Riser.

24. Khởi động WGC bằng cách mở đầu hút và đầu xả trên mỗi tầng và khởi động theo qui trình của nhà cung cấp. Khởi động máy nén cũng là sự chọn lựa tại giai đoạn này. Kết quả của việc không khởi động máy nén tại giai đoạn này là sẽ bị mất nhiều khí hơn khi xả khí ra ngoài hệ thống đuốc đốt.

25. Nếu khối lượng nguyên tử của dòng khí nguyên liệu quá thấp. Nó có thể gây surge máy nén. Cần phải cung cấp LPG vào hệ thống Fuel gas từ hệ thống phụ trợ, sau khi LPG hóa hơi sẽ đảm bảo khối lượng nguyên tử cho dòng khí vào máy nén.

26. Khởi động nước làm mát vào thiết bị ngưng tụ đỉnh và thiết bị làm mát khí từ WGC khi có yêu cầu.

27. Thiết lập dòng nước làm mát qua các thiết bị trao đổi nhiệt làm mát bằng nước. Khởi động tất cả thiết bị làm mát bằng không khí.

28. Khởi động dòng hơi nước vào các thiết bị LCO và HCO stripper.

29. Chuyển chế độ hoạt động E-1504A/B từ chế độ gia nhiệt sang chế độ sản xuất hơi nước. và E-1505A/B sang chế vận hành bằng tay. Đóng các dòng hơi nước trung áp và khởi động dòng nước lò hơi. Cách ly dòng hơi nước trung áp và sau đó là các thiết bị bẫy hơi ngưng tụ.

30. Bắt đầu đưa hơi nước ra ngoài không khí qua đường giảm ồn khi khởi động. Sử dụng cả hai đường blowdowns để đưa nước blowdown đảm bảo tiêu chuẩn.

31. Theo dõi cẩn thận mức đáy của thiết bị phân tách. Kiểm tra các hạt xúc tác mịn trong dòng slurry nhiều lần trong một ca cho đến khi quá trình vận hành ổn định.

32. Nếu WGC chưa khởi động, bắt đầu khởi động máy nén.

33. Đối với lần khởi động đầu tiên, nên khởi động máy nén sau khi nguyên liệu đưa vào thiết bị phản ứng sao cho lúc đó đủ khí và dễ dàng điều khiển áp suất cụm phản ứng.

34. Khi mức lỏng xuất hiện trong Bình loại lỏng trung gian, khởi động bơm đưa dòng lỏng vào thiết bị tách áp suất cao.

35. Nếu các bơm HCO, LCO, heavy naphtha PA đã ngừng, chúng nên được khởi động lại. Kiểm tra nước tại các điểm low point. Khởi động các thiết bị làm mát bằng không khí nếu chưa được khởi động.

36. Khi mức bắt đầu tăng ở bình hồi lưu. Bắt đầu dòng hồi lưu để duy trì nhiệt độ đỉnh. Giữ nhiệt độ này đủ cao để tránh hơi nước ngưng tụ tại đỉnh của thiết bị( 10 đến 200C trên điểm bảo hòa của hơi nước).

37. Bắt đầu rút dòng LCO đến LCO stripper, và điều khiển lưu lượng dòng hơi nước stripping. Đưa LCO đến bể chứa dầu thải.

cxxvi

38. Bắt đầu rút Heavy Naphtha đến Heavy Naphtha Stripper và khởi động thiết bị đun sôi lại bằng dòng HCO . Đưa Heavy naphtha ra bể chứa dầu thải.

39. Bắt đầu rút HCO ra stripper, điều khiển lưu lượng dòng hơi nước stripping. Chuẩn bị để khởi động thiết bị sản xuất hơi nước thấp áp E-1511.

40. Khi mức của HCO stripper tăng lên, chuyển hệ thống dầu rửa sang sử dụng HCO.

41. Khởi động dòng nước rửa vào thiết bị ngưng tụ đỉnh.

42. Mở đường ra Flare tại đỉnh của thiết bị hấp thụ Fuel gas và cài đặt áp suất tại đỉnh của thiết bị hấp thụ thứ 2 xung quanh áp suất vận hành bình thường. Tăng áp hệ thống tách áp suất cao, thiết bị hấp thụ sơ cấp, thiết bị hấp thụ thứ cấp, và thiết bị hấp thụ Fuel gas với dòng khí từ máy nén.

43. Khởi động bơm lỏng từ đỉnh của thiết bị ngưng tụ đỉnh và bơm lỏng đến tháp hấp thụ sơ cấp tại cụm thu hồi khí.

44. Bơm lỏng từ bình tách HP sang tháp Stripper.

45. Thiết lập dòng LCO PA đến thiết bị đun sôi lại ở đáy Stripper. Đưa lỏng từ đáy stripper sang tháp Debutanizer.

46. Điền dòng LPG khởi động vào bình hồi lưu tháp debutanizer D-1554. Khi mức thiết lập ở bình D-1554, từ từ điền đầy LPG vào tháp LPG treater sử dụng bơm hồi lưu tháp debutanizer. Nạp amine sạch vào tháp xử lý LPG.

47. Khi mức thiết lập tại đáy của tháp Debutanizer, khởi dộng thiết bị đun sôi lại với dòng HCO PA. Xả khí nhẹ ra Flare tại D-1554.

48. Khởi động dòng dầu sạch bằng bơm P-1513A/B vào tháp hấp thụ thứ cấp T-1553. Khi mức được thiết lập tại đáy của T-1553. Bắt đầu đưa dòng rich oil về lại thiết bị phân tách chính.

49. Bơm lỏng từ bình hồi lưu tháp debutanizer đến tháp xử lý LPG.

50. Khi mức được thiết lập tại đáy của tháp Debutanizer, khởi động bơm xăng tuần hoàn P-1554A/B, đưa xăng trở lại tháp hấp thụ sơ cấp T-1551.

51. Đưa lỏng từ đáy tháp T-1554 qua phân xưởng xử lý naphtha.

52. Khởi động dòng amine vào thiết bị hấp thụ Fuel gas và chuyển đầu ra của Fuel gas ra flare vào hệ thống fuel gas .

53. Khởi động dòng amine đến tháp xử lý LPG, và đưa dòng LPG đến phân xưởng LTU.

54. Khởi động dòng nước rửa đến thiết bị làm mát trung gian của WGC.

55. Khi phân xưởng đạt điều kiện vận hành ổn định, nạp các dòng khí off gas từ CDU và NHT vào cụm thu hồi khí.

cxxvii

6.2 Các bước chuẩn bị cuối cùng

6.2.1 Kiểm tra lại các bước chuẩn bị:Các công việc chuẩn bị sau cùng được mô tả ở đây bắt đầu từ thời điểm phân xưởng còn nguội, không khí còn trong các thiết bị và các blind cách ly tại hàng rào phân xưởng vẫn được giữ nguyên. Và phân xưởng vẫn cách ly với hàng rào nhà máy.

Trước khi hoàn thiện các bước chuẩn bị cuối cùng, tất cả các kiểm tra sơ bộ sẽ được thực hiện đối với quá trình commissioning hay quá trình khởi động sau khi turnaround. Các quá trình khởi động khác sẽ đưa lồng vào các kiểm tra sơ bộ khi có thể áp dụng. Các kiểm tra sơ bộ bao gồm:

56. Tất cả các bộ phận liên quan đã được thông báo về thời gian khởi động.

57. Kiểm tra độ kín và thổi rửa bằng Nitơ đã được hoàn thành và nồng độ oxi nhỏ hơn 0.5% thể tích của cụm chuẩn bị nguyên liệu.

58. Tất cả các đường ống và thiết bị đã được làm sạch và tất cả các mặt bích và manway được vặn chặt với các miếng đệm phù hợp và các blind cách ly thiết bị được tháo ra hoặc xoay qua vị trí mở.

59. Các thiết bị lọc được lắp đặt vào những nơi cần thiết và được lắp đặt vị trí phù hợp. Các thiết bị lọc lưới hạt nhỏ được lắp đặt vào đầu hút của bơm dùng cho bơm khởi động lần đầu.

60. Đối với khởi động lần đầu, Kiểm tra việc lắp đặt thiết bị lọc tạm thời trên đường nguyên liệu phía trước đầu phun nguyên liệu và phía sau M-1501.( Xem chú ý 4 :PID 8474L-015-0021-121). Thiết bị lọc tạm thời này được lắp đặt để loại bỏ rác xây dựng. Tháo bỏ thiết bị này tại thời điểm thích hợp, ngay trước khi commissioning, khi rác xây dựng được xem như đã được loại bỏ.

61. Tất cả các bộ phận phân phối ( đầu phân phối xúc tác vào thiết bị tái sinh thứ nhất, đầu phân phối xúc tác tại đầu ra ống nâng xúc tác và đầu ra của Riser) được kiểm tra đã lắp đặt theo đúng thiết kế và các bộ phận bảo vệ chống mài mòn .

62. Các vòng cung cấp không khí và hơi nước cần được kiểm tra hướng và kích thước của các đầu phun.

63. Các đầu phun nguyên liệu, MTC và hơi nước kiểm tra hướng đi và khoảng cách ăn sâu vào trong. Các vòng bảo vệ đầu phun nằm phía trong được bao bọc bởi lớp Kaowool hoặc vật liệu tương đương. Qui trình của nhà cung cấp phải được tuân theo.

64. Các tấm Orifice, đường kính tab được kiểm tra theo thong số thiết kế và được lắp đặt đúng hướng.

65. Tất cả các tap cho dụng cụ đo lường, fluidization và aeration bao gồm cả đầu phun torch-oil được kiểm tra về hướng lắp đặt và khoảng cách ăn sâu vào bên trong. Các

cxxviii

đầu phun không bị lớp refractory hoặc các vật liệu khác bám vào.

66. Tất cả các van điều khiển được lắp đặt đúng chiều dòng chảy và đã được kiểm tra chu trình đóng mở và đang ở vị trí đóng, chế độ hoạt động manual. Các van bypass đang ở vị trí đóng.

67. Các van slide và van plug được kiểm tra về sự dịch chuyển và vận hành, và đã được canh chỉnh phù hợp.

68. Các expansion joint được kiểm tra đã được lắp đặt theo thiết kế và di chuyển tự do.

69. Tất cả các van một chiều đã được lắp đặt đúng vị trí.

70. Tất cả các thiết bị đo lường và phân tích đã được canh chỉnh và sẵn sàng đi vào hoạt động.

71. Tất cả các thiết bị quay đã được chạy thử, hệ thống dầu bôi trơn đã được thiết lập. Các thiết bị đã được canh chỉnh trục quay, kiểm tra chiều quay của động cơ, đã được kiểm tra các bộ phận bảo vệ an toàn thiết bị.

72. Các van an toàn( van hệ thống) được kiểm định và lắp đặt với thiết bị làm kín, các van được đóng mở , các thiết bị interlock được kiểm tra theo checklist. Các blind và restrainer được tháo bỏ theo checklist.

73. Tại thiết bị phản ứng và cyclone tầng tái sinh thứ nhất, thiết lập các khối để mở Trickle trên chân của cyclone. Kiểm tra các manways của thiết bị tái sinh và thiết bị phản ứng đã được đóng lại.

74. Các đầu tháo lỏng hoặc xả khí không cần dùng trong quá trình khởi động phải được đóng lại bởi nắp đậy, blind, hoặc nút đậy.

75. Dampers, thiết bị điều chỉnh không khí của các lò đốt làm nóng không khí được kiểm tra dễ dàng di chuyển.

76. Tất cả hệ thống phụ trợ đã sẵn sàng tại hàng rào phân xưởng. tất cả hệ thống xả, hệ thống dầu thải, hệ thống nước thải đã hoàn thiện, và có thể sử dụng. đốt đuốt chính đã được khởi động.

77. Toàn phân xưởng đã được kiểm tra không còn những vật liệu xây dựng, giàn giáo … còn sót lại trong hệ thống đặc biệt là ở các vùng trên cao.

78. Các hệ thống cảnh báo đã được kiểm tra và sẵn sàng đưa vào sử dụng.

79. Các van đóng khẩn cấp đã đóng và được cài đặt lại hai lần và hệ thống ngừng khẩn cấp đã được kiểm tra hoạt động thử và sẵn sàng đi vào vận hành.

80. Các hệ thống chữa cháy, các thiết bị an toàn, các hệ thống kiểm tra khí thải được kiểm tra tính hoạt động và tính hoàn chỉnh.

81. Loại bỏ hoặc xoay các blind ở vị trí vận hành thông thường tại các đường ống tại hàng rào phân xưởng. Đóng van MOV-001 tại đầu vào của thiết bị phản ứng.

cxxix

82. Thực hiện kiểm tra lần cuối vị trí của các blind cách ly tại các thiết bị và đường ống. Kiểm tra distance spool được thực hiện hoặc ngắt kết nối theo checklist. Kiểm tra lại hệ thống xả khí ở vị trí có thể hoạt động. các blind cách ly trước và sau đã được tháo bỏ, và tại những vị trí có lắp đặt hai van an toàn, các van cách ly của van an toàn được sử dụng phải được đặt ở vị trí khóa mở.

83. Khởi động tất cả các hệ thống phụ trợ.

6.2.2 Chuẩn bị của các phân xưởng liên quan và các phân xưởng Off site:Kiểm tra lại các phân xưởng off site và các phân xưởng liên quan đã sẵn sang cung cấp, tiếp nhận nguyên liệu,sản phẩm và các sản phẩm không đạt chất lượng từ phân xưởng RFCC.

- Phân xưởng CDU đang vận hành để cung cấp nguyên liệu cặn chưng cất.

- Bể chứa LCO đã điền đầy LGO từ phân xưởng CDU cho quá trình khởi động lần đầu.

- Naphtha khởi động từ phân xưởng CDU.

- LPG khởi động từ bể chứa trung gian.

- Phân xưởng LTU, PRU đã sẵn sàng nhận LPG từ RFCC.

- Phân xưởng NTU đã sẵn sàng nhận xăng từ RFCC.

- Phân xưởng LCO HDT đã sẵn sàng nhận LCO.

- Hệ thống Fuel oil đã sẵn sàng nhận dầu Clarified.

- Các phân xưởng xử lý amine đã sẵn sàng để cung cấp amine sạch và nhận amine bẩn.

- Phân xưởng xử lý nước chua đã chuẩn bị để nhận nước chua.

- Tất cả hệ thống rút sản phẩm đã được chuẩn bị để nhận sản phẩm.

- Các hệ thống xử lý dầu thải đã được chuẩn bị để nhận tất cả các dòng dầu thải.

6.3 Qui trình khởi động cụm phản ứng và cụm tái sinh:

6.3.1 Giai đoạn làm nóng cụm phản ứng:Tình trạng của phân xưởng trước khi warm-up cụm phản ứng như sau:

- Lớp cách nhiệt đã được hoàn thiện và đã sẵn sang đưa vào hoạt động tại cụm phản ứng cũng như hệ thống xử lý khí flue gas.

- Xúc tác cân bằng được đưa vào bình chứa xúc tác chưa tái sinh hoặc bình chứa phụ.

- Cụm phân tách và thu hồi khí đã được làm nóng, làm khô và sẵn sàng cho quá trình nạp dầu.

- EP sẵn sang ở chế độ “ Pre-heat”, Lò hơi CO đã sẵn sang hoạt động ở chế độ đốt bằng không khí.

cxxx

- Lò thu hồi nhiệt đang hoạt động, Nước lò hơi tiếp tục được cấp vào bình chứa hơi.

- Bình chứa hơi của lò hơi sẵn sàng đi vào hoạt động.

- Thiết bị lọc tĩnh điện đã được nối đất.

- Thiết bị đun nóng nước lò hơi được bypass, nhưng BFW vẫn được cung cấp.

- Trong thiết bị phản ứng, không khí được phun vào bởi các đầu nối tạm thời ở lưu lượng dòng tối thiểu nhằm tránh tắc nghẽn cho các đường ống nhỏ và các đầu phun.

- Không khí cũng được đưa vào đường khí fuel gas(các thiết bị điều khiển, đường khí aeration, các đường vận chuyển).

- Không khí cũng được đưa vào các ống phun hơi nươc( cụm cung cấp hơi nước đáy riser, hơi nước làm sạch, hơi nước dùng chống tạo cốc, hơi nước dùng để tách HC, hơi nước ổn định, hơi nước dùng phân tán dầu, hơi nước dùng cho torch oil).

- Kiểm tra chắc chắn tấm cách ly trước van MOV-001 được tháo ra và thay thế bằng ring spacer.

- Như quá trình làm khô lớp cách nhiệt, trong quá trình làm nóng, các slide valve và plug valve cần phải được điều chỉnh vị trí để điều khiển tốc độ gia nhiệt của các thiết bị. Mục đích để 3 thiết bị đạt được nhiết độ vận hành cuối cùng cùng thời điểm với tốc độ gia nhiệt từ 60-1000C/giờ. Ít nhất một lần trong một giờ, các van điều khiển được thay đổi để kiểm tra có bị kẹt dính không. Tất cả các spring hanger và expansion joint nên được theo dõi trong thời gian này. Các đồng hồ đo nhiệt độ có thể được sử dụng để đảm bảo quá trình gia nhiệt trên đường vận chuyển xúc tác.

- Cụm COB/WHB phải sẵn sàng để đưa vào hoạt động.

- Trong quá trình lám nóng, áp suất tại ba thiết bị được duy trì ở 1.0 kg/cm2g.

a. Làm nóng cụm phản ứng bởi nhiệt độ đầu ra của Air Blower trong 2 giờ trước khi khởi động lò đốt không khí.

b. Khởi động lò đốt theo qui trình của nhà cung cấp và duy trì hoạt động ở chế độ dòng tối thiểu trong 2 giờ.

c. Gia nhiệt thiết bị tái sinh với tốc độ 600C/giờ đến 3400C và bắt đầu làm nóng thiết bị phản ứng.

d. Giữ 1 giờ ở nhiệt độ 3400C. Cố gắng đạt nhiệt độ tại thiết bị phản ứng ở mức cao có thể khoảng 340oC.

Note 1: Trong trường hợp khởi đồng lại( lớp cách nhiệt có cốc), giữ nhiệt độ tại cụm phản ứng khoảng 3300C±100C ( tối đa 3400C) để tránh cốc bị cháy.

e. Tăng nhiệt độ đầu ra của thiết bị đốt nóng không khí với tốc độ 60 đến 100 0C/ giờ đến nhiệt độ thiết kế tối đa.

cxxxi

Lưu ý: Không được vượt quá 7600C ở đầu ra của lò gia nhiệt.

f. Thực hiện các công việc dưới đây trong quá trình làm nóng ít nhất một lần trong một giờ.

1. Mở các slide valve một tí và kiểm tra các ống dẫn xúc tác được gia nhiệt đều hay không bằng nhiệt kế hoăc cảm giác.

2. Kiểm tra sự rò rỉ của toàn cụm phản ứng. Tất cả các spring hanger và thiết bị expansion joints cần được theo dõi cẩn thận trong thời gian này.

g. Gia nhiệt cả hai tầng tái sinh đến 6500C đo tại tầng dilute và thiết bị disengager đến 3400C. Giữ ở các nhiệt độ này tối thiểu trong 2 giờ.

Đối với quá trình khởi động lần đầu, giữ nhiệt độ này lâu hơn, thông thường hơn 4 giờ nhằm giữ nhiệt độ cao tại thiết bị tái sinh, nhằm tránh sự bám dính của xúc tác tại chân của cyclone khi xúc tác đưa vào thiết bị tái sinh. Nguyên nhân có thể là do hơi nước trong quá trình vận chuyển xúc tác.

h. Kiểm tra sự rò rỉ của cụm phản ứng một lần nữa.

i. Trong thời gian cuối của quá trình làm nóng, các đường làm sạch các thiết bị điều khiển, các đường aeration, các đườn conveying đến thiết bị phản ứng nên thay không khí bằng nitơ. Các đường này sẽ được thay thế bằng Fuel gas trước khi nạp nguyên liệu. .

Tất cả các đường hơi nước thay thế không khí bằng hơi nước.

Cảnh báo: Lớp cách nhiệt mới không nên để trong môi trường hơi nước trong thời gian dài trước khi xúc tác tuần hoàn, phụ thuộc vào điều kiện nhiệt độ vá áp suất của thiết bị, để tránh hơi nước thấm vào lớp cách nhiệt và có thể ngưng tụ giữa lớp cách nhiệt và lớp vỏ bên ngoài.

6.3.2 Mở van MOV-001 tại thiết bị phân tách chính:Để chuẩn bị mở van MOV-001 của thiết bị phân tách chính, tất cả các dòng hơi nước phải ở điều kiện nóng và không chứa nước ngưng tụ. Quá trình tuần hoàn nóng và làm khô tại thiết bị phân tách đã hoàn thành. Giảm mức tại thiết bị phân tách, ngừng quá trình tuần hoàn nóng.

a. Đóng các slide valve.

b. Lần lượt mở các valve drain tại đáy của riser và đáy của stripper, và van drain tại các điểm lấy mẫu xúc tác để kiểm tra có nước ngưng tụ.

c. Thiết lập dòng hơi nước purge tại đáy của thiết bị phân tách.

Giảm áp hoàn toàn thiết bị phân tách ra đuốt.

cxxxii

d. Mở đường xả khí của thiết bị phản ứng ra thiết bị giảm ồn và xả nước ngưng tụ trước van MOV-001.

e. Đảm bảo nguồn cấp hơi nước khô tại thiết bị stripper, Riser và khởi động tất cả các dòng hơi nước. Cài đặt lưu lượng dòng stripping steam và hơi nước phân tán ở lưu lượng 50% lượng vận hành thông thường.

f. Quan sát đường vent cho đến khi có dòng hơi nước xuất hiện, tối thiểu là 15 phút. Theo dõi áp suất thiết bị phản ứng và giảm dòng hơi nước nếu cần thiết để tránh áp quá cao trong thiết bị phản ứng.

g. Giảm lưu lượng hơi nước đến mức tối thiểu tại thiết bị phân tách, thiết bị phản ứng. Giảm áp hai bên van MOV-001.

h. Kiểm tra đường HPS purge đến MOV-001 đã đóng.

i. Mở van MOV-001 từ từ. Đảm bảo hơi nước vẫn đang tiếp tục từ thiết bị phản ứng qua thiết bị phân tách để tránh không khí lọt vào.

j. Sau khi mở hoàn toàn van MOV-001. Đóng từ từ vent line và thiết lập lại dòng hơi nước vào stripper, riser ở lưu lượng vận hành thông thường. Khởi động lại dòng HPS purge đến van MOV-001.

Cung cấp dụng cụ khóa sao cho van MOV-001 sẽ không bao giờ bị đóng trong các quá trình vận hành sau đó, bao gồm cả quá trình vận hành bình thường.

Thiết bị phân tách được tăng áp bởi dòng fuel gas hoặc Nitơ.

Sử dụng đường vent hơi nước để thiết lập áp suất thiết bị phản ứng cao hơn thiết bị tái sinh tầng 1 khoảng 0.1kg/cm2, nhằm tránh không khí di chuyển vào thiết bị phản ứng cho đến khi xúc tác bắt đầu nạp và mức xúc tác được thiết lập phía trên của van spent catalyst slide.

k. Mở van tháo lỏng tại đáy của Riser để tháo nước ngưng. Đóng các van xả trên các đường lấy mẫu xúc tác.

6.3.3 Nạp xúc tác1. Xúc tác cân bằng được nạp từ bình chứa xúc tác chưa tái sinh và bình chứa phụ

đến thiết bị tái sinh tầng 1. Ghi lại mức xúc tác trong các bình chứa bằng các thước đo bằng tay ở trên đỉnh của các bình chứa.

2. Trước khi bắt đầu nạp xúc tác, mở toàn bộ các đầu cung cấp khí fluidization đến đáy của bình chứa xúc tác chưa tái sinh và bình chứa xúc tác phụ ở lưu lượng dòng vận hành và được tăng áp đến 3.5kg/cm2 bởi plant air. Mở tất cả các van trên đường nạp xúc tác, trừ van ở dưới đáy bình chứa.

3. Khởi động dòng khí từ blower đến đường nạp xúc tác vơi lưu lượng khoảng 1500 đến 2000kg/giờ đủ để tạo khối lượng riêng hỗn hợp xúc tác/ không khí từ 40 đến

cxxxiii

60kg/cm3( tốc độ dòng khí trong đường nạp xúc tác không vượt quá 10m/s nhằm tránh sự bào mòn). Bình chứa xúc tác đã sẵn sàng, mức xúc tác đã được kiểm tra và ghi nhận.

4. Trong thiết bị tái sinh, trong quá trình nạp xúc tác, lưu ý không tăng lưu lượng dòng không khí quá cao để tránh mất xúc tác qua chân của cyclones. Tốc độ dòng khí ở thiết bị tái sinh thứ nhất tại vùng dense phase phải được giữ trong khoảng 0.3 đến 0.4m/giây trong quá trình nạp xúc tác.

5. Lưu lượng dòng khí có thể như sau để duy trì tốc độ dòng khí ở thiết bị tái sinh xúc tác là 0.3-0.4m/giây:

- Đường kính của vùng Dense phase: 8.9m.

- Ống Center Riser: 1.8m .

- Diện tích tiết diện ngang trừ ống center: 59.64m2.

- Áp suất thiết bị tái sinh tầng 1: 1.1kg/cm2G.

- Nhiệt độ: 6500C.

- Khối lượng riêng của không khí:0.816kg/m3.

- Lưu lượng khí vào thiết bị tái sinh thứ nhất để duy trì 0.3-0.4m/giây: 52600 đến 70100kg/giờ( 40700-54200NM3/giờ).

Có thể xả một ít không khí để tránh surging Air blower, tra cứu theo đường vận hành của Air blower.

6. Đóng tất cả các slide valve và plug valve. Đảm bảo các slide valve không bị mở đột ngột. Ghi chú vị trí đóng của van plug ở trang thái nóng để tham chiếu trong tương lai. Đặt áp suất của tầng tái sinh thứ nhất khoảng 1.1kg/cm2G. Áp suất thiết bị phản ứng được cài đặt cao hơn áp suất tầng tái sinh thứ nhất 0.1 kg/cm2( ở chế độ tự động) áp suất của tầng tái sinh thứ 2 khoảng 1kg/cm2g.

7. Giảm lưu lượng không khí xuống như phần 5 ở trên ( khoảng 30-40% lưu lượng vận hành ở chế độ Bạch Hổ Max Gasoline) cho đến khi chân Cyclone được làm kín để giảm thiểu xúc tác bị mất.

8. Khởi động khí nâng cho Van plug ở 50% lưu lượng vận hành thông thường( 47832kg/giờ).

9. Bắt đầu nạp xúc tác bằng cách mở từ từ van tại đáy của bình chứa. Một đồng hồ đo áp suất và sight glass trên đường nạp xúc tác sẽ cho biết quá trình nạp xúc tác đã được thiết lập. Điều chỉnh dòng xúc tác bởi độ mở của van và lưu lượng dòng khí vận chuyển. Trong quá trình nạp xúc tác, khối lượng xúc tác nạp phải được kiểm tra định kì bằng cách đo mức xúc tác trong bình chứa. Ghi lại mức xúc tác trong bình chứa để kiểm tra tốc độ nạp. Khối lượng xúc tác nạp nên khoảng 35t/giờ đối

cxxxiv

với đường nạp 6 in. Cần cẩn thận để tránh vượt quá tốc độ trên nhằm tránh hư hỏng xúc tác.

10. Nạp xúc tác vào thiết bị tái sinh thứ nhất trong khi đó phải duy trì nhiệt độ của dense phase trên 370 deg C.

11. Khi mức xúc tác cao hơn đầu phun torch oil tối thiểu 500mm, và nhiệt độ vùng dense phase tối thiểu 370deg C, torch oil có thể được khởi động. Khởi động torch oil ở lưu lượng tối thiểu và quan sát nhiệt độ dense phase cẩn thận. Nếu nhiệt độ không tăng đáng kể ở vùng dense phase trong vòng 30 giây. Dòng torchoil nên ngừng vì xúc tác có thể đã bão hòa dầu và nhiệt độ sẽ tăng cao sau đó. Nhiệt độ vùng dense phase nên tăng thêm khoảng 30deg C trước khi phun torch oil lại. Nếu dòng torch oil không tạo ra nhiệt độ tăng khi nhiệt độ trên 450deg C. Kiểm tra lại dòng torch oil có thể bị tắt nghẽn.

12. Điều chỉnh dòng torch oil để đạt được nhiệt độ vùng dense phase 650deg C. Có thể giảm công suất thiết bị đun nóng không khí xuống minimum, nhưng duy trì hoạt động thiết bị cho đến khi phân xưởng hoạt động ổn định, nhằm trường hợp dòng torch oil có vấn đề.

13. Tiếp tục nạp xúc tác cho đến khi mức xúc tác tầng thứ nhất đạt maximum. Lưu lượng không khí có thể nâng lên khi mức xúc tác đã làm kín chân cyclone.

14. Tăng sự chênh áp giữa hai tầng tái sinh xúc tác khoảng 0.7kg/cm2 bằng PDIC. Mở từ từ van plug và bắt đầu chuyển xúc tác từ tầng 1 lên tầng 2.

15. Giảm lưu lượng dòng khí vào tầng 2 để duy trì 0.3-0.4m/giây tại vùng dense phase của tầng thứ 2 nhằm tránh mất mát xúc tác cho đến khi mức xúc tác cao hơn chân của cyclone. Lưu lượng không khí tương ứng là 42200-56300kg/giờ. Vì khí nâng đã được thiết lập ở 24000kg/giờ ( 50% lưu lượng vận hành), dòng khí vào H-1502 khoảng 18200-32300kg/giờ.

Sự chênh áp và độ mở của van plug cần được điều chỉnh để đưa xúc tác lên tầng 2 đủ nhanh để tránh giảm mức xúc tác tầng 1 xuống mức min. Không được giảm mức xúc tác tầng 1 xuống dưới chân của cyclone và đầu phun torch oil. Theo dõi khối lượng riêng của ống chuyển xúc tác tái sinh để biết khi nào xúc tác được điền vào.

16. Khi mức xúc tác ở tầng 2 cao hơn đầu phun torch oil tối thiểu khoảng 500mm, dòng torch oil có thể khởi động nếu nhiệt độ của vùng dense phase cao hơn 370deg C. Sau khi torch oil cháy, thiết lập nhiệt độ 650deg C tại vùng dense phase thiêt bị tái sinh tầng 2. Giảm công suất của thiêt bị đốt nóng không khí đến minimum.

17. Tiếp tục nạp xúc tác và vận chuyển xúc tác từ tầng 1 lên tầng 2 cho đến khi lượng xúc tác cần thiết đã được nạp vào tầng 1 và tầng 2.

cxxxv

18. Giữ mức của thiết bị tái sinh và nhiêt độ vùng dense phase khoảng 650deg C trong khi chuẩn bị cho quá trình tuần hoàn xúc tác.

6.3.4 Tuần hoàn xúc tácValve cách ly MOV-001 giữa Tháp chưng cất chính và Thiết bị phản ứng phải được mở trước khi tiến hành tuần hoàn xúc tác: mức lỏng tại đáy Tháp chưng cất chính phải được giảm xuống đến mức tối thiểu, áp súa của T1 được cài đặt bằng với áp suất của Thiết bị phản ứng, chầm chạm mở valve MOV-001 và đồng thời đóng vent valve.

Trước khi tiến hành tuần hoàn xúc tác, phân xưởng phải đạt được các điều kiện sau: Thiết bị phản ứng: Khoảng 300 oC (tùy nhiệt độ của hơi nước) trong môi trường hơi

nước, áp suất được điều khiển tại đỉnh của Tháp chưng cất chính thông qua máy nén WGC nếu có thể1 và/hoặc bởi FG/N2 đến giá trị 1,2 kg/cm2g. Dòng tuần hoàn đáy được bơm tuần hoàn qua đáy tháp

Tầng tái sinh thứ nhất: Khoảng 650 oC, áp suất 1,1 kg/cm2g Tầng tái sinh thứ hai: Khoảng 650 oC, áp suất 0,4 kg/cm2g. Lưu lượng không khí đến vòng khí thứ nhất và thứ hai đạt khoảng 50% lưu lượng

làm việc binh thường Trước khi tiến hành tuần hoàn xúc tác, valve xả đáy stripper, riser phải được kiểm

tra và xả hoàn toàn nước nếu có Đảm bảo lượng xúc tác cần thiết đã được nạp vào các Thiết bị tái sinh thông qua:

- Độ tụt mức xúc tác trong các Hopper- Mức xúc tác trong các Thiết bị tái sinh.

Bắt đầu tuần hoàn xúc tác theo các bước sau:a) Tăng lưu lượng khí nâng đến giá trị làm việc thông thường b) Cài đặt giá trị 0,1 kg/cm2 cho PDIC của SSV và RSV và đạt các bộ điều khiển này sang chế độ làm việc tự động. Bộ điều khiển nhiệt độ đầu ra của Riser và bộ điều khiển mức xúc tác trong stripper phải ở chế độ manual và ở vị trí đóng. Trong thời gian điều chỉnh cân bằng áp, luôn duy trì chênh áp dương 0,1 kg/cm2 giữa Thiết bị phản ứng và Tầng tái sinh thứ nhất. c) Giảm lưu lượng hơi nước stripping xuống giá trị tối thiểu trong khi lưu lượng hơi stabilization và dispersion tại đáy Riser ở giá trị làm việc bình thường. d) Chầm chậm mở RSV đến độ mở 20% (manually). Dấu hiệu đầu tiên của dòng xúc tác là sự tăng chênh áp dọc theo Riser và sau đó là sự tăng nhiệt độ của Riser (mẻ xúc tác đầu tiên bên trên RSV có thể khá nguội). Kiểm soát độ chênh áp qua RSV và cố gắng duy trì ở mức trên 0,2 kg/cm2.e) Dấu hiệu đầu tiên cho sự có mặt của xúc tác trong ống vận chuyển xúc tác chính là sự tăng chênh áp qua Slide valve. Khi chênh áp này tăng cao, chầm chậm mở SSV để bắt

1 Đối với lần khởi động đầu tiên, IFP khuyến cáo không nên vận hành WGC cho đến khi nạp nguyên liệu, như vậy áp suất của Tháp chưng cất chính sẽ được điều khiên một cách dễ dàng. Trong các lần vận hành tiếp theo sau khi đã tích lũy được nhiều kinh nghiệm, WGC có thể được khởi động trước nhờ đó giảm thiểu lượng hydrocacbon xả ra đuốc đốt

cxxxvi

đầu tuần hoàn xúc tác. Khi độ chênh áp qua SSV giảm đột ngột, đóng valve này lại. Có thể sẽ gặp khó khăn trong việc tuần hoàn mẻ xúc tác đầu tiên do lúc này xúc tác còn nguội và có thể khá ẩm. Tiến hành tuần hoàn theo mẻ là một giải pháp thông minh cho đến khi đạt được nhiệt độ cao hơn. Có thể cần tăng độ chênh áp giữa Thiết bị phản ứng và Tầng tái sinh thứ nhất, nghĩa là giảm áp của Tầng tái sinh thứ nhất để tạo thuận lợi cho quá trình tuần hoàn xúc tác. Chênh áp tối thiểu qua ống nâng xúc tác là 0,3 kg/cm2.f) Tiếp tục tiến hành tuần hoàn xúc tác theo mẻ cho đến khi nhiệt độ của stripper cao hơn 370 oC. Lúc này, tăng áp suất của Tầng tái sinh thứ nhất đến giá trị làm việc và điều chỉnh áp suất của Tầng tái sinh thứ hai. Đặt các bộ điều khiển áp suất sang chế độ tự độngg) Khi nhiệt độ của stripper đạt 480 oC, có thể tăng mức xuacs tác trong stripper đến giá trị làm việc bình thường. Khi tiến hành các thao tác này cần điều chỉnh độ mở của plug valve nhằm duy trì mức trong Tầng tái sinh thứ hai và đặt bộ điều khiển mức của Tầng tái sinh thứ hai sang chế độ tự độngh) Điều chỉnh (manually) độ mở của SSV để duy trì mức trong stripperGhi chú: Không được để mức xúc tác trong stripper vượt mức high level. Khi mức xúc tác gần đạt giá trị này cần giảm hoặc dừng dòng xúc tác từ Tầng tái sinh thứ hai đến Riser bằng cách đóng bớt RSV (manually) cho đến khi mức xúc tác trong stripper đạt đến mức làm việc bình thường, nhằm tránh tổn thất xúc tác qua các cyclone trong Thiết bị phản ứng.i) Điều chỉnh độ mở của các slide valve nhằm điều khiển mức xúc tác trong các thiết bị: Thiết bị phản ứng, Thiết bị tái sinh, … và đạt được độ chênh áp như nhau qua các slide valve. Đặt các valve này sang chế độ điều khiển tự động.j) Có thể cần rút bớt hoặc nạp them xúc tác để đạt được tổn lượng xúc tác cần thiếtk) Tiếp tục tuần hoàn xúc tác cho đến khi nhiệt độ đầu ra của Riser đạt 510 oC (tốt nhất là 530 oC)l) Vào thời điểm này cụm chưng cât phải sẵn sàn tiếp nhận sản phẩm từ cụm phản ứng. Nguyên liệu được tuần hoàn trong hệ thống dẫn qua đường bypass cụm phản ứng và sẵn sàn cho việc kết nối với các đầu nạp liệum) Trong quá trình tuần hoàn xúc tác, kiểm tra đảm bảo không có mặt nước tại đáy Riser (cần thận trọng khi mở valve do lượng lớn xúc tác có thể phun ra ngoài).Ghi chú: Khi ngừng nạp xúc tác, luôn đóng gate valve tại đáy hopper trước nhằm đuổi sạch xúc tác khỏi ống vận chuyển

6.3.5 Nạp nguyên liệu vào RiserTrước khi nạp nguyên liệu vào cần đảm bảo rằng các cụm khác (cụm thu hồi khí, cụm xử lý khói thải) đã sẵn sàn xử lý sản phẩm đến từ cụm phản ứng.Trước khi nạp nguyên liệu phân xưởng phải đạt được các điều kiện sau:♦ Áp suất:– Thiết bị phản ứng: ở điều kiện làm việc bình thường và được điều khiển tự động bởi bộ PIC điều khiển WGC hoặc xả ra đuốc đốt (xem ghi chú 1 trong phần 6.3.4)– Tầng tái sinh thứ nhất: ở điều kiện làm việc bình thường và được điều khiển tự động bằng slide valve trên đường khói thải của Tầng tái sinh thứ nhất.

cxxxvii

– Tầng tái sinh thứ hai: ở điều kiện làm việc bình thường và được điều khiển tự động bởi bộ chênh áp tác động lên slide valve trên đường khói thải của Tầng tái sinh thứ hai. ♦ Mức:

– Thiết bị phản ứng: điều khiển tự động bởi bộ LIC tác động lên SSV. – Tầng tái sinh thứ nhất: ở mức làm việc bình thường và điều khiển tự động bởi bộ

LIC tác động lên plug valve.– Tầng tái sinh thứ hai: không được điều khiển trực tiếp mà phụ thuoojcv ào tổng

lượng xúc tác.♦ Nhiệt độ:– Đầu ra của Riser: lớn hơn 510 oC, tốt nhất là 530 oC– Thiết bị tái sinh: 650 oC có sử dụng torch oil và Air heater♦ Lưu lượng:

– Lưu lượng không khí ở Tầng tái sinh thứ nhất và hai vào khoản 50% lưu lượng làm việc.

– Lưu lượng không khí đạt 100% lưu lượng làm việc bình thường– Lưu lượng hơi nước nạp vào Riser và stripping ở giá trị lưu lượng làm việc bình

thường– Lưu lượng aeration, conveying và instrument purges ở giá trị lưu lượng làm việc

bình thường– Lưu lương hơi nước (stabilization, feed, MTC) ở giá trị lưu lượng làm việc bình

thường♦ Xúc tác được tuần hoàn và SSV/RSV có độ mở sao cho duy trì được chênh áp 0,35 kg/cm2 qua mỗi slide valve.♦ Giám sát hàm lượng oxy trong bình hồi lưu của Tháp chưng cất chính (oxygen < 0.5% vol.).♦ Các thiết bị phân tích (O2, CO, CO2) sẵn sàn làm việc Tiến hành nạp liệu như sau:Chú ý: Do hydrocacbon sẽ có mặt trong phân xưởng do đó cần đảm bảo các valve vent và drain phải được đóng chặt và chỉ được mở dưới sự giám sát của operator. Xả condensate khỏi các điểm thấp, cần thận trọng tránh xả FG ra ngoàia) Chuyển dòng thổi rửa cho thiết bị điều khiển của Thiết bị phản ứng/Thiết bị tái sinh từ

Nito sang FG. Kiểm tra lưu lương của các dòng này.Ghi chú:1. Do khi làm việc bình thường khí thổi rửa cho các đầu dò của thiết bị điều khiển loại B2 và A2 sử dụng tại Thiết bị phản ứng/stripper được cung cấp từ cụm thu hồi khí nên FG sẽ được sử dụng thay thế tạm thời cho đến khi cụm thu hồi khí đã vận hành. Mở đường 3” kết nối với hệ thống FG tại đầu vào của bình D-1509 (P&ID 8474L-015-PID-0021-138). Ngay khi có khí đã xử lý từ cụm thu hồi khí dòng khí này sẽ được sử dụng thay cho FG.2. Thông thường áp suất của hệ thồng FG vào khoảng 3,0 -3,5 kg/cm2g do đóđể duy trì áp suất tại các điểm thổi rửa cần mở đường by pass của các valve điều khiển sau:- PCV-015: Riser instrument purge “Detail B2” (PID 15-122) - PCV-013: Regnerated catalyst conveying “Detail A2”(PID-15-122)

cxxxviii

-PCV-044: Disengager instrument purge “Detail B2” (PID-15-124)-PCV-042: Stripper instrument purge “Detail B2” (PID-15-124)3. Trong trường hợp WGC đã vận hành và sẵn có khí đã xử lý từ cụm thu hồi khí, việc sử dụng FG như nêu trên là không cần thiết.b) Kiểm tra đảm bảo hệ thống khẩn cấp UX-001 và UX-002 đã được kích hoạt.c) Chuyển RSV sang chế độ vận hành bằng tay (manual)d) Xả sạch nước khỏi các đầu phun nguyên liệu và mở valve cách ly trên các đường nạp

liệu, các valve điều khiển ở trạng thái đóng. e) Các đầu phun nguyên liệu sẽ được vận hành từng bộ ba cái một. Đầu tiên mở valve

điều khiển trên đường nạp liệu của ba đầu phun ở vị trí đối xứng đến giá trị 50% lưu lượng dòng bình thường; sau đó tiến hành tương tự với ba đầu phun còn lại. Ngay khi nguyên liệu được nạp vào nhiệt độ đầu ra của Riser sẽ giảm đột ngột. Để bù cho sự giảm nhiệt độ này cần tăng độ mở của RSV qua đó tăng lượng xúc tác nóng tuần hoàn. Không được phép để tổn thất áp suất qua slide valve giảm xuống dưới 0,15 kg/cm2. Đồng thời nhiệt độ của Tầng tái sinh thứ hai cũng có thể được tăng lên bằng cách tăng lưu lượng torchoil. Nhiệt độ đầu ra của Riser không được xuống thấp hơn 480 oC do khi đó quá trình stripping xúc tác sẽ không đạt hiệu quả.

Lưu lượng nguyên liệu cần nhanh chóng được tăng lên đến giá trị 70 % lưu lượng làm việc bình thường, trong vòng 1h sau khi nạp liệu. Sự hình thành cốc sẽ được nhận biết thông qua hiện tượng tăng nhiệt độ của tầng xúc tác đặc trong Tầng tái sinh thứ nhất. Điều chỉnh nhiệt độ của các Thiết bị tái sinh bằng cách điều chỉnh lưu lượng torchoil và ngừng đốt FG trong các Air heater. Duy trì nhiệt độ thấp hơn 700 oC.

f) Điều chỉnh lưu lượng không khí đến các Thiết bị tái sinh sao cho nhiệt độ của Tầng tái sinh thứ nhất nằm trong khoảng 650 – 700 oC và oxy dư trong khói thải của Tầng tái sinh thứ hai vào khoảng 2%

g) Khi dòng xúc tác tuần hoàn ổn định, đưa bộ điều khiển nhiệt độ đầu ra của Riser (RSV) sang chế độ vận hành tự động.

h) Tiến hành kiểm tra áp suất ở các đầu nạp liệu (cả đường hơi nước và nguyên liệu) nhàm đảm bảo có được lưu lượng và áp suất như nhau tại các đầu phun.

i) Nếu phân xưởng xử lý dầu thô hỗn hợp, khởi động hệ thống nạp chất thụ động hóa kim loại nếu cần. Đối với lần khởi động đầu tiên, hệ thống náy sẽ được khởi động muộn hơn, sau khi đã đạt được các điều khiện vận hành ổn định

j) Kiểm tra mức xúc tác. Sau khi Tháp chưng cất chính đạt được các điều kiện làm việc ổn định, tăng công suất đến giá trị định trước với bước tăng công suất 10%

k) Điều chỉnh lưu lượng không khí đến các Thiết bị tái sinh.l) Tiến hành kiểm tra lấy mẫu của xúc tác đã tái sinh.m) Kiểm tra tổng lượng xúc tác của phân xưởng (nạp thêm hoặc rút bớt nếu cần) n) Bắt đầu nạp xúc tác mới và rút xúc tác đã sử dụng o) Lấy mẫu đáy tháp, phân tích kiểm tra mức độ cuốn theo của xúc tác từ Thiết bị phản

ứng. p) Lấy mẫu khói thải nhằm điều chỉnh lưu lượng không khí đến các Thiết bị tái sinh.Ghi chú: Trong quá trình tăng công suất, cả hai Thiết bị tái sinh đều vận hành với lưu lượng khí chỉ ở mức 50% lưu lượng bình thường với torchoil ở chế độ cháy hoàn toàn.

cxxxix

Khi tăng công suất, lưu lượng torch oil sẽ giảm dần để bù cho lượng cốc tạo thành. Sauk hi đạt được giá trị công suất nhất định, lượng cốc tạo thành đủ lớn để chuyển sang chế độ đốt cháy không hoàn toàn trong Tầng tái sinh thứ nhất. Vào thời điểm này hàm lượng CO có thể tăng khá nhanh (trong vòng 2-3 phút)Sau khi đạt được các điều kiện ổn định, khói thải từ Tầng tái sinh thứ nhất có thể được đưa trực tiếp đến CO Boiler. CO Boiler có thể được dần dần đưa vào vận hành khi hàm lượng CO đủ lớn và ổn định trong dòng khói thải (khoảng 5%)Có thể cần điều chỉnh vị trí của các valve bypass của dòng khói thải (quench sprayers) nhằm đạt được khoảng điều khiển tốt của COB hoặc dòng bypass khói thải tùy theo quy trình của nhà chế tạo

6.3.6 Commissioning hệ thống MTCGhi chú: 1. Luôn duy trì lưu lượng dòng hơi nước phân tán của dòng MTC bất kể

lưu lượng thực tế của dòng MTC2. Lưu lượng MTC tối ưu tùy thuộc vào chất lượng nguyên liệu và cấu

trúc mong muốn của sản phẩm (chuyển tạm thời từ chế độ vận hành tối đa xăng sang tối đa distillate)

3. Theo thiết kế, MTC chỉ được sử dụng khi vận hành dầu thô hỗn hợp ở chế độ Max Gasoline.

a) Xả nước ngưng khỏi các đầu phun MTC và mở valve cách ly trên các đường ống dẫn.

b) Kiểm tra đảm bảo độ sạch của đường ống từ bơm đến đầu phun bằng cách mở valve xả trước các valve điều khiển. Kiểm tra lưu lượng hơi nước đạt giá trị làm việc bình thường.

c) Chuyển bộ điều khiển nhiệt độ đầu ra Riser sang chế độ vận hành manual. Chàm chậm mở valve điều khiển dòng MTC với bước mở 5%. Độ nghiêm ngặt của phản ứng cracking sẽ tăng. Điều chỉnh giá trị cài đặt của nhiệt độ đầu ra Riser để đạt được các điều kiện làm việc mong muốn nhằm tối ưu hóa quá trình cracking:

- Nhiệt độ của hỗn hợp nguyên liệu- Tỷ lệ C/O

d) Từng đầu phun một sẽ được đưa vào làm việc từng. Kiểm tra đảm bảo rằng lưu lượng của MTC phải lớn hơn lưu lượng tối thiểu của bơm. Tiếp tục tăng lưu lượng MTC với bước tăng 5% và tương ứng điều chỉnh nhiệt độ đầu ra của Riser.

f) Chuyển bộ điều khiển nhiệt độ đầu ra của Riser sang chế độ làm việc tự động.

cxl

6.4 Khởi động cụm chưng cất

6.4.1 Mục đíchCác hướng dẫn sau mô tả quy trình khởi động lần đầu của phân xưởng. Đối với các lần khởi động tiếp theo, có thể bỏ qua một số bước tùy theo tình trạng của phân xưởng.

6.4.2 Tình trạng của phân xưởngTất các các hoạt động Precommissioning và Commissioning đã được hoàn tất:

Từng cụm đã được kiểm tra rò rỉ Toàn bộ phân xưởng đã được thổi rửa bằng nước Thiết bị điều khiển đã được kiểm tra Hệ thống phụ trợ đã được commission Các thiết bị an toàn đã được lắp đặt Các blind đã ở đúng vị trí đóng/mở theo yêu cầu Phân xưởng vẫn còn chứa không khí

6.4.3 Steam-out (hay thổi bằng nitrogen)Trước khi nạp Hydrocacbon vào phân xưởng, cần phải đuổi sạch không khí ra khỏi các thiết bị. Thao tác này được thực hiện bằng cách tiến hành steam out và sau đó nạp Nito hoặc FG vào thiết bị nhằm tránh nguy cơ tạo thành chân không khi hơi nước ngưng tụ. Chú ý: Nếu dừng quá trình steam out với các đường vent ỏ trạng thái đóng và không nạp khí vào thiết bị, hiện tượng chân không sẽ xảy ra. Tuy nhiên đa số các thiết bị được thiết kế với điều kiện steam out ở 160 oC và chân không toàn phần.Ghi chú: Thiết bị phản ứng và Thiết bị tái sinh không được thiết kế “chân không toàn phần”. Cần hết sức chú ý và đảm bảo rằng đường vent không ở vị trí đóng khi tiến hành steam out, nhất là khi valve MOV-001 ở vị trí đóng.Khi tiến hành steam out (thổi bằng Nito) phân xưởng được chia thành các cụm sau:

Cụm nguyên liệu Cụm tháp chưng cất chính bao gồm cả các stripper, từ đầu vào của Tháp chưng cất

chính đến đầu hút của WGC. Flushing oil Slops Wet gas compressor interstage Wet gas compressor (N2 purge) HP separator drum, absorber-stripper, secondary absorber và fuel gas absorber Cụm Debutanizer Cụm LPG amine absorber

Trước khi đưa hơi nước vào phân xưởng, dòng nước làm mát đến các thiết bị trao đổi nhiệt cần được đóng chặc, các thiết bị điều khiển có nguy cơ bị hư hỏng trong môi trường hơi nước cần được cách ly, blocked in bơm và mở các đường vent. Tầng thứ nhất và thứ hai của WGC được cách ly khỏi cụm làm mát trung gian nhơ đó WGC có thể được thổi bằng Nito trong khi cụm làm mát trung gian được steam out.

cxli

1) Cụm chuẩn bị nguyên liệuTiến hành steam out thông qua các đầu nối vent hoặc drain trên đường ống dẫn nguyên liệu vào phân xưởng và trên bình ổn định nguyên liệu. Tiếp tục steam out đến khi nhận được dòng hơi nước liên tục, ổn định thoát ra từ vent trên bình ổn định nguyên liệu. Hệ thống ống gia nhiệt sơ bộ và các thiết bị trao đổi nhiệt phải nóng vơi dòng hơi xả ra từ các điểm vent và drain. Sau khi hơi nước đã được xả ít nhất 1h, cụm này có thể được kiểm tra rò rỉ bằng cách đóng các vent, drain và tăng áp lên đên 1,5-2 kg/cm2g. Sau khi đã thử áp, hệ thống được nạp FG. Ngừng dòng hơi nước và nạp FG vào hệ thống nhằm duy trì áp suất dương trong hệ thống.

2) Từ Tháp chưng cất chính đến WGCCụm này bao gồm Tháp chưng cất chính, bình hồi lưu, bình tách lỏng tại đầu hút của WGC, các tháp stripping, hệ thống tuần hoàn slurry và các dòng bơm tuần hoàn. Cụm này có thể được chia nhỏ thêm nếu cần và sử dụng cùng các quy trình cho các cụm nhỏ này. Quá trình steam out được thực hiện với valve MOV-001 ở vị trí đóng. Sử dụng các đầu nối dung cho steam out trên Tháp chưng cất chính, stripper và các bình có trong cụm. Tiếp tục steam out đến khi nhận được dòng hơi nước liên tục, ổn định thoát ra từ vent trên các thiết bị. Tất cả các đường ống (trừ đường ống hơi từ D-1514) và các thiết bị trao đổi nhiệt phải nóng vơi dòng hơi xả ra từ các điểm vent và drain. Đường ống giữa D-1514 và D-1551 (36”-PG-150526 / 24”-PG-1505279) được thổi bằng NitoSau khi hơi nước đã được xả ít nhất 1h, cụm này có thể được kiểm tra rò rỉ bằng cách đóng các vent, drain và tăng áp lên đên 1,5-2 kg/cm2g. Sau khi đã thử áp, hệ thống được nạp FG. Ngừng dòng hơi nước và nạp FG vào hệ thống nhằm duy trì áp suất dương trong hệ thống.

3) Slops sectionTiến hành steam out thông qua các đầu nối steam out trên bình slop nhẹ và bình slop nặng. Tiếp tục steam out đến khi nhận được dòng hơi nước liên tục, ổn định thoát ra từ vent trên các bình và vent/drain trên các đường ống. Sau khi hơi nước đã được xả ít nhất 1h, cụm này có thể được kiểm tra rò rỉ bằng cách đóng các vent, drain và tăng áp lên đên 1,5-2 kg/cm2g. Sau khi đã thử áp, hệ thống được nạp FG. Ngừng dòng hơi nước và nạp FG vào hệ thống nhằm duy trì áp suất dương trong hệ thống.

4) Flushing oilTiến hành steam out thông qua các đầu nối steam out trên bình chứa dầu thổi rửa HCO và LCO. Tiếp tục steam out đến khi nhận được dòng hơi nước liên tục, ổn định thoát ra từ vent trên các bình và vent/drain trên các đường ống.

cxlii

Sau khi hơi nước đã được xả ít nhất 1h, cụm này có thể được kiểm tra rò rỉ bằng cách đóng các vent, drain và tăng áp lên đên 1,5-2 kg/cm2g. Sau khi đã thử áp, hệ thống được nạp FG. Ngừng dòng hơi nước và nạp FG vào hệ thống nhằm duy trì áp suất dương trong hệ thống.

5) Wet gas compressor interstageTiến hành steam out thông qua các đầu nối steam out trên bình tách lỏng của tầng thứ 2 của WGC. Tiếp tục steam out đến khi nhận được dòng hơi nước liên tục, ổn định thoát ra từ vent trên bình. Sau khi hơi nước đã được xả ít nhất 1h, cụm này có thể được kiểm tra rò rỉ bằng cách đóng các vent, drain và tăng áp lên đên 1,5-2 kg/cm2g. Sau khi đã thử áp, hệ thống được nạp FG. Ngừng dòng hơi nước và nạp FG vào hệ thống nhằm duy trì áp suất dương trong hệ thống. Xả condensate khỏi hệ thống và đảm bảo rằng FG không thoát ra ngoài.

6) Wet gas compressor purgeMỗi tầng được cách ly tạm thời bằng blind tại các mặt bích tương ứng trên các bình/đường ống. Gia áp cho các tầng bằng Nito đến 2-3 kg/cm2g sau đó xả áp xuống áp suất khí quyển. Lặp lại thao tác này từ 4-5 lần sau đó duy trì áp suất Nito từ 1,5 đến 2 kg/cm2g trong máy nén

7) HP separator drum, absorber-stripper, secondary and fuel gas absorbersTiến hành steam out thông qua các đầu nối steam out trên HP separator drum, absorber-stripper, secondary và fuel gas absorbers Tiếp tục steam out đến khi nhận được dòng hơi nước liên tục, ổn định thoát ra từ vent trên các bình. Sau khi hơi nước đã được xả ít nhất 1h, cụm này có thể được kiểm tra rò rỉ bằng cách đóng các vent, drain và tăng áp lên đên 1,5-2 kg/cm2g. Sau khi đã thử áp, hệ thống được nạp FG. Ngừng dòng hơi nước và nạp FG vào hệ thống bằng dòng chảy ngược thông qua đường bypass của valve điều khiển PV-733 trên bình tách lỏng của FG absorber nhằm duy trì áp suất dương trong hệ thống. Xả condensate khỏi hệ thống và đảm bảo rằng FG không thoát ra ngoài.

8) Cụm debutanizer Tiến hành steam out thông qua các đầu nối steam out trên debutanizer và debutanizer reflux drum Tiếp tục steam out đến khi nhận được dòng hơi nước liên tục, ổn định thoát ra từ vent trên các bình. Sau khi hơi nước đã được xả ít nhất 1h, cụm này có thể được kiểm tra rò rỉ bằng cách đóng các vent, drain và tăng áp lên đên 1,5-2 kg/cm2g. Sau khi đã thử áp, hệ thống được nạp FG. Ngừng dòng hơi nước và nạp FG vào debutanizer reflux drum nhằm duy trì áp suất dương trong hệ thống. Xả condensate khỏi hệ thống và đảm bảo rằng FG không thoát ra ngoài.

cxliii

9) LPG amine absorber sectionCách ly cụm này từ đầu vào của LPG cooler đến đầu ra của LPG amine coalescer.Tiến hành steam out thông qua các đầu nối steam out trên LPG amine absorber và LPG amine coalescer. Tiếp tục steam out đến khi nhận được dòng hơi nước liên tục, ổn định thoát ra từ vent trên các bình. Sau khi hơi nước đã được xả ít nhất 1h, cụm này có thể được kiểm tra rò rỉ bằng cách đóng các vent, drain và tăng áp lên đên 1,5-2 kg/cm2g. Sau khi đã thử áp, hệ thống được nạp FG. Ngừng dòng hơi nước và nạp Nito nhằm duy trì áp suất dương trong hệ thống. Xả condensate khỏi hệ thống qua các điểm xả lỏng.

6.4.4 Tuần hoàn nguội cho Tháp chưng cất chính Khi toàn bộ các phần của cụm chưng cất chính và cụm thu hồi khí đạt được áp suất ổn định với FG, Nito hoặc LPG, hydrocacbon nguội sẽ được nạp vào Tháp chưng cất chính. Trước khi nạp hydrocacbon lỏng, kiểm tra đảm bảo tất cả các thiết bị điều khiển và thiết bị điện trong phân xưởng đã được cấp nguồn và sẵn sàn hoạt động. Tát cả các bơm ở trạng thái dừng.Nên sử dụng các loại dầu nhẹ (LCO, LGO) cho lần thổi rửa đầu tiên do dầu nhẹ không tạo nhũ ương bền vững như khi sử dụng dầu nặng. Thông thường nguyên liệu dạng cặn chỉ được nạp vào phân xưởng khi phân xưởng đã sẵn sàn cho thao tác nạp liệu vào Riser.Tất cả các vent và drain cần được nút chặc hoặc đặt bích và các blind phải ở vị trí thích hợp cho vận hành.LCO (LGO) sẽ được sử dụng làm dầu thổi rửa cho các bơm trong giai đoạn khởi động cho đến khi có HCO. Nạp LCO (LGO) vào D-1518, bình chứa dầu HCO dùng cho thổi rửa và khởi động bơm cung cấp dầu thổi rửa đến các bơm trong phân xưởng. Đảm bảo rằng hệ thống thổi rửa bên ngoài đã được commission trước khi khởi động các bơm tương ứng.Mục đích của thao tác tuần hoàn nguội là thổi sạch các vật thể lạ và nước khỏi hệ thống và đồng thời tạo mức lỏng cần thiết nhằm kiểm tra bơm.1. Xả sạch nước khởi boot của bình ổn định nguyên liệu D-1513 và bắt đầu nạp LCO

(LGO) từ B.L. Khi có đủ mức trong bình, khởi động một trong các bơm nguyên liệu, cần đảm bảo dòng hồi lưu tối thiểu đã mở sẵn. từng bơm có thể được khởi động một các riêng rẽ đê kiểm tra chạy thử.

2. Nạp LCO (LGO) vào hệ thống các thiết bị gia nhiệt sơ bộ từ bơm nguyên liệu và thực hiện vòng tuần hoàn nguội sau, sử dụng đường ống dung cho khởi động 8”-PL-150024: D-1513=> P-1501AB=> E-1512ABCD=> E-1522=> E-1524=> E-1502ABC=> E-1501AB=> FCV-001=> 8”-PL-150024=> D-1513

3. Bắt đầu nạp vào đáy của Tháp chưng cất chính thông qua đường dung cho giai đoạn khởi động (6”-PL-150025) từ đầu ra của E-1501. Bổ sung thêm LCO (LGO) vào bình ổn định nguyên liệu nếu cần.

Line up các dòng tuần hoàn slurry và khởi động hai trong ba bơm slurry, bắt đầu tuần hoàn qua các dòng tuần hoàn slurry với lưu lượng lớn nhất có thể nhằm thổi rửa sạch đường ống. Luân phiên thay đổi bơm nhằm kiểm tra chạy thử. Xả nước khỏi các điểm thấp trong hệ thống

cxliv

4. Điền đầy các vòng tuần hoàn HCO và LCO bằng LCO (LGO). Vòng tuần hoàn LCO được điền trực tiếp thông qua đường ống dùng cho khởi động (3”-PL-150604) vào đầu hút của bơm P-1510 AB. Vòng tuần hoàn HCO được điền bởi lượng LCO chảy tràn từ đĩa gom LCO.

5. Bắt đầu tuần hoàn lưu chất trong hai vòng tuần hoàn này, nạp thêm LCO (LGO) nếu cần. Luân phiên bơm để kiểm tra và chạy thử. Xả nước từ các điểm xả.

6. Để tăng cường khả năng loại bỏ nước ra khỏi hệ thống, tiếp tục bổ sung nguyên liệu vào tháp và xả bớt dầu ra hệ thống slop từ đường sản phẩm slurry, HCO và LCO. Mở tất cả các đường bypass để thổi rửa các đoạn ống này. Việc loại sạch nước khỏi hệ thống trước khi tiến hành tuần hoàn nóng đóng vai trò rất quan trọng. Khi xả slurry ra hệ thống slop càn phải by pass cụm slurry separator.

7. Sau khi ngừng xả sản phẩm ra slop, dừng nạp LCO (LGO) vào Tháp chưng cất chính tuy nhiên vẫn tiếp tục duy trì các dòng tuần hoàn

8. Bắt đầu điều khiển mức của D-1518, bình chứa HCO flushing oil nhằm đảm bảo đủ lượng flushing oil dùng cho mechanical seal của các bơm sử dụng hệ thống dầu flushing bên ngoài có trong phân xưởng. LCO (LGO) phải tiếp tục được cung cấp bằng cách chảy tràn từ đĩa gom LCO xuống đĩa gom HCO và điền vào các vòng tuần hoàn HCO, HCO stripper

6.4.5 Tuần hoàn nguội cho cụm thu hồi khíTiến hành tuần hoàn nguội cho cụm thu hồi khí sử dụng naphtha dùng cho khởi động nhằm loại bỏ nước và các cặn bẩn có trong hệ thống và sẵn sàn nhận khí từ Tháp chưng cất chính.

Sau khi tiến hành steam out, nạp FG từ hệ thống FG vào đầu ra của bình tách cao áp HP separator, D-1553, sử dụng đường 3” dung cho khởi động

Duy trì áp suất FG càng cao càng tốt trong cụm thu hồi khí. Nếu sẵn có LPG từ phân xưởng CDU tại thời điểm này, nạp CDU LPG vào bình tách cao áp nhằm giúp tăng áp suất làm việc của hệ thống nhờ hiện tượng tự hóa hơi.

Khởi động WGC để gia áp cho cụm thu hồi khí với điều kiện valve MOV-001 ở vị trí đóng nhằm cách ly cụm Thiết bị phản ứng/Thiết bị tái sinh với cụm Tháp chưng cất chính/cụm thu hồi khí.

Nạp FG và sau đó là LPC dùng cho khởi động vào D-1554, bình hồi lưu của tháp debutanizer nhằm gia áp cho D-1554 và T-1554, Debutanizer nhờ hiện tượng tự hóa hơi. Bắt đầu gia nhiệt cho Debutanizer Reboiler nhằm tăng áp suất làm việc của tháp này.

Nạp Naphtha dùng cho khởi động vào bình hồi lưu của Tháp chưng cất chính, D-1514 và khởi động bơm P-1515 AB nhằm đưa naphtha sang tháp T-1551. Tiến hành tuần hoàn nguội cho cụm thu hồi khí như sau:D-1514=> P-1515AB=> T-1551=> D-1553=> P-1553AB=> E-1555=> T-1552=> T-1554=>E-1556=> E-1558=> E-1559=> 6” Start-up line=> D-1514

Xả nước từ các điểm xả thấp của hệ thống ống dẫn và cố gắng loại được càng nhiều nước càng tốt trước khi nạp liệu vào Thiết bị phản ứng.

cxlv

6.4.6 Tuần hoàn nóng cho Tháp chưng cất chính Tuần hoàn nóng được thực hiện nhằm kiểm tra khả năng làm việc của bơm trong các điều kiện nóng và qua đó đảm bảo sự sẵn có của các dòng tuần hoàn khi dòng nguyên liệu nóng được nạp vào Tháp chưng cất chính. Có thể tiến hành kiểm tra độ chặc của ốc vít và kiểm tra các vấn đề liên quan đên giãn nở nhiệt của các hệ thống ống. Cả dòng tuần hoàn slurry và tuần hoàn HCO đều có thể được gia nhiệt khi tiến hành tuần hoàn nóng. Trong vòng tuần hoàn slurry, LCO (LGO) được gia nhiệt bởi hơi nước trung áp trong thiết bị sinh hơi trung áp bằng dòng slurry E-1505 A/B. slurry có thể được gia nhiệt đến gần nhiệt độ ngưng tụ của hơi trung áp. Trong vòng tuần hoàn HCO, thiết bị sinh hơi trung áp bằng dòng HCO E-1523 có thể được sử dụng để gia nhiệt. Yêu cầu chính của quá trình tuần hoàn nóng là đạt được nhiệt độ 110 oC tại đỉnh Tháp chưng cất chính.Khi sử dụng hơi trung áp, có thể đạt được nhiệt độ khoảng 200 oC trong vòng tuần hoàn slurry. Sẽ tốt hơn nếu có thể đạt được nhiệt độ cao hơn do đó nếu sẵn có hơi cao áp từ cụm COB/WHB, nạp hơi cao áp bão hòa vào E-1504 AB nhờ dòng chảy ngược qua đường by pass của check valve. Nhằm hỗ trợ cho quá trình gia nhiệt của các phần phía trên của Tháp chưng cất chính, các đoạn ống sau được lắp đặt nhằm gia nhiệt cho dòng tuần hoàn LCO và dòng tuần hoàn Naphtha:

- Đường ống dùng cho khởi động (6”-PL-151010) nối từ đầu đẩy của bơm tuần hoàn HCO đến đầu gom về tháp của dòng tuần hoàn LCO

- Đường ống dùng cho khởi động (6”-PL-151009) nối từ đầu đẩy của bơm tuần hoàn LCO đến đầu gom về tháp của dòng tuần hoàn Naphtha

Do Tháp chưng cất chính sẽ nóng dần lên, lượng nước còn đọng lại sẽ hóa hơi và đi lên các phần phía trên của tháp. Tại đây lượng hơi này sẽ ngưng tụ và phải được rút ra khỏi các vòng tuần hoàn LCO, tuần hoàn Naphtha và bình hồi lưu. Trước khi mở MOV-001 tại đầu vào của Tháp chưng cất chính, cần giảm nhiệt độ của các dòng tuần hoàn xuống còn 120 oC. 6.4.7 Mở valve MOV-001Khi tiến hành mở valve MOV-001 giữa Tháp chưng cất chính và Thiết bị phản ứng cần có sự phối hợp chặc chẽ giữa hai cụm này. Giảm nhiệt độ của dòng tuần hoàn slurry và HCO xuống còn 120 oC. Giảm mức chất lỏng trong đáy tháp xuống mức tối thiểu (bên dưới đầu nối steam out) và ngừng các dòng tuần hoàn slurry, HCO, LCO. Xả áp Tháp chưng cất chính ra đuốc đốt và mở đường hơi nước vào đáy tháp qua đầu nối 3” steam out.Tuân theo quy trình mở MOV-001 như đã trình bày trong phần quy trình vận hành đối với cụm Thiết bị phản ứng/Thiết bị tái sinh.Sau khi MOV-001 được mở hoàn toàn, có thể cho hơi nước vào Thiết bị phản ứng và Tháp chưng cất chính trở lại. Đồng thởi nạp lại FG vào Tháp chưng cất chính để duy trì áp thông qua HCV-434 trên đường xả khí đỉnh.Áp suất của Tháp chưng cất chính được điều khiển bằng đường xả ra đuốc đốt trên đỉnh bình hồi lưu. Cần duy trì áp suất ổn định để tạo điều kiện cho quá trình tuần hoàn xúc tác được đều đặn. Dừng nạp hơi nước vào đáy tháp và đưa dầu từ cụm chuẩn bị nguyên liệu vào tháp

cxlvi

Tái khởi động dòng tuần hoàn slurry và HCO và gia nhiệt cho các dòng tuần hoàn này nhằm tránh hiện tượng ngưng tụ hơi nướcKhởi động dòng tuần hoàn LCO. Nạp thêm LCO (LGO) vào hệ thống nếu cần. Tiếp tục xả nước từ các điểm xả thấp trên hệ thống đường ống trong quá trình tuần hoàn.Nạp Naphtha dùng cho khởi động vào bình hồi lưu của Tháp chưng cất chính và nhờ đó điền naphtha vào vòng tuần hoàn naptha bằng cách khởi động một trong các bơm hồi lưu. Khởi động dòng tuần hoàn naphtha, tiếp tục xả nước từ các điểm xả thấp trên hệ thống đường ống trong quá trình tuần hoàn.Dòng tuần hoàn nóng của slurry và HCO phải được duy trì cho đến khi nguyên liệu được nạp vào Riser.Điền Naphtha dùng cho khởi động vào bình hồi lưu của Tháp chưng cất chính đến mức làm việc thông thường nhằm chuẩn bị lượng hồi lưu ban đầu khi nguyên liệu được nạp vào riser.

6.4.8 Khởi động máy nén khí.Khởi động máy nén khí ẩm ở giai đoạn này là tối ưu. Hệ quả duy nhất của việc khởi động máy nén khi cho nguyên liệu vào riser là tăng lượng khí xả ra flare. Nên bắt đầu cho máy nén vận hành sau khi cho nguyên liệu vào reactor để đảm bảo đủ khí và tránh máy nén bị surge.

Nếu khối lượng phân tử của khí đốt quá thấp dễ dẫn đến surge máy nén. Có thể tăng khối lượng phân tử của khí đốt bằng cách cho LPG vào hệ thống khí đốt, sử dụng thiết bị bay hơi LPG E-3701 trong hệ thống khí đốt (phân xưởng 37). Liên lạc với người vận hành tại hệ thống cung cấp khí đốt.

Để khởi động máy nén, cho khí đốt vào hệ thống qua HIC-434 tại đỉnh của thiết bị chưng cất và đường ống 3 inches để nạp khí đốt cho bình tách lỏng trung gian (interstage Knock-out Drum)

Mở van đầu hút và van đầu xả và khởi động máy nén theo quy trình của nhà cung cấp. Nếu cụm phản ứng chưa thể cung cấp khí, cần phải nạp khí đốt nhiều hơn vì khi máy nén khởi động áp suất trong tháp chưng cất sẽ giảm.

Nếu cần khởi động thiết bị làm lạnh bằng không khí tại đỉnh tháp chưng cất và giữa 2 tầng máy nén. Cung cấp nước làm lạnh cho thiết bị làm lạnh bằng nước tại đỉnh tháp và thiết bị làm lạnh trung gian của máy nén.

Máy nén sẽ chạy hồi lưu hoàn toàn cho đến khí có khí từ bình hồi lưu của tháp chưng cất.

Khí khô làm kín của máy nén thường được cung cấp từ khí đốt đã xử lý. Khi khởi động máy nén sử dụng khí ni tơ để làm kín. Ngay sau khi máy nén vận hành và có khí đã xử lý, chuyển nguồn khí làm kín từ ni tơ sang khí đã xử lý.

6.4.9 Quy trình khởi động máy nén khíKiểm tra hệ thống điều khiển và chạy thử các thiết bị điều khiển chưa sẵn sàng vận hành

cxlvii

Chuẩn bị khởi động máy nén (C-1551) theo hướng dẫn của nhà sản xuất. Thiết bị ngưng tụ bề mặt tại đầu ra của máy tuốc bin hơi nước phải được vận hành trước máy nén.

1. Làm sạch máy nén bằng ni tơ

Trước hết đuổi tất cả các khí ra khỏi máy nén bằng ni tơ đến van đầu hút và van đầu đẩy của cả hai tầng máy nén

2. Dầu bôi trơn và khí khô làm kín

Hệ thống làm kín bằng dầu bôi trơn và khí khô phải được vận hành theo chỉ dẫn của nhà sản xuất.

3. Mở van cách ly điều khiển bằng động cơ điện (MOV) của máy nén

Từ từ mở MOV tại đầu hút và tăng áp suất của máy nén bằng với áp suất của đường ống nối và của các tháp. Tăng lượng khí đốt cần thiết để duy trì áp suất của hệ thống.

4. Xả lỏng

Kiểm tra và xả lỏng tại đường ống đầu hút và trong vỏ của máy nén

5. Kiểm tra đường ống

Kiểm tra tại các đường ống sau:

- Các van hồi lưu UV-701 và UV-702 mở hoàn toàn- MOV-703/704/705/706 mở hoàn toàn

6. Tăng lượng khí đốt vào hệ thống

Tăng lượng khí đốt bổ sung vào bình tách lỏng của đầu hút máy nén tạo đà cho quá trình khởi động máy nén. Duy trì áp suất tại đỉnh của tháp chưng cất tại 0,7 kg/cm2g

7. Các thiết bị làm lạnh trung gian

Đảm bảo hoạt động của các thiết bị làm lạnh trung gian bằng cách cho nước làm lạnh vào các thiết bị đó.

8. Khởi động máy nén

Bắt đầu khởi động máy nén theo quy trình của nhà sản xuất

Máy nén nên được vận hành tại tốc độ tối thiểu và các van hồi lưu mở hoàn toàn, van đầu ra của bình hấp thụ khí đốt D-1559 PCV-733 ở vị trí đóng.

9. Tăng áp hệ thống

Theo dõi cẩn thận áp suất tại bình hồi lưu của tháp chưng cất (D-1514), và bình tách lỏng trung gian của máy nén (D-1552). Nếu cần thiết, tăng lượng khí đốt để duy trì áp suất

Áp suất của hệ thống có thể tăng lên khoảng 5 kg/cm2g tại stripper để có thể thực hiện tuần hoàn xăng lạnh

cxlviii

6.4.10 Tạo áp cụm thu hồi khí và tuần hoàn xăng nhẹKhi các tháp đã được duy trì áp bằng khí đốt, có thể cho xăng dùng cho khởi động vào các tháp này và thiết lập dòng tuần hoàn nội bộ. Việc này sẽ giúp điều khiển dòng và mức một cách trơn tru khi dòng nguyên liệu được đưa vào cụm chưng cất. Việc này phải được phối hợp với cụm chưng cất vì lượng nguyên liệu ban đầu được cung cấp ở chế độ vận hành bình thường.

1. Chuẩn bị

Trước khi nạp xăng khởi động, tạo áp trong stripper (T-1552) cao hơn áp trong tháp debutanizer (T-1554) 3 kg/cm2g nếu có thể. Đáy của tháp stripper (T-1552) tạo áp cho tháp debutanizer và phải đủ áp để duy trì dòng chảy giữa 2 tháp khi dòng tuần hoàn được thiết lập.

2. Cho xăng khởi động vào bình hồi lưu tháp chưng cất

Cho xăng dùng để khởi động vào bình hồi lưu của tháp chưng cất (D-1554). Khi đủ lượng lỏng và mức trong bình hồi lưu ổn định, có thể bơm xăng vào tháp hấp thụ thứ nhất (T-1551) bằng bơm P-1518A/B

3. Bơm xăng vào cụm thu hồi khí

Bơm xăng từ từ và không làm mất mức lỏng trong bình hồi lưu (D-1514). Nếu cần thiết tiếp tục bổ sung xăng từ bể chứa. Tạo mức lỏng cao trong đáy tháp hấp thụ thứ nhất (T-1551) và bắt đầu bơm vào thiết bị ngưng tụ của bình tách áp suất cao (E-1554). Tiếp tục thiết lập mức trong bình tách áp suất cao (D-1553), tháp stripper (T-1552) và tháp debutanizer (T-1554)

4. Thiết lập dòng xăng tuần hoàn

Khi đạt được mức tại đáy của tháp debutanizer (T-1554), kiểm tra và tuần hoàn xăng từ đáy tháp trở lại bình hồi lưu tháp chưng cất (D-1514) bằng đường ống 6 inches dùng cho tuần hoàn khi khởi động (6”-PL-150761).

Khi tất cả các mức đã được thiết lập, ngừng bơm xăng khởi động đến bình hồi lưu. Tiếp tục tuần hoàn từ bình hồi lưu (D-1514) qua tháp hấp thụ thứ nhất (T-1551), lúc này bình tách cao áp (D-1553) có thể ở điều kiện vận hành. Do lưu lượng dòng nhỏ nên hệ việc điều khiển có phần khó khăn do đó quan trọng là phải theo dõi tất cả các mức lỏng một cách cẩn thận. Đồng thời chênh áp giữa stripper (T-1552) và debutanizer (T-1554) phải được duy trì bằng cách theo dõi hoạt động của máy nén.

Lúc này, điều khiển áp suất đỉnh tháp debutanizer để duy trì áp suất ổn định trong bình thấp hơn áp tháp stripper T-1552 khoảng 2 kg/cm2g. Hoặc nếu áp trong stripper không đủ do thiếu áp đầu hút của máy nén do phân tử lượng của khí thấp, phải giảm áp của debutanizer để đảm bảo xăng chảy từ stripper sang debutanizer.

cxlix

6.4.11 Gia nhiệt cụm stripper và debutanizerNhiệt cung cấp cho tháp stripper (T-1552) và debutanizer (T-1554) bởi dòng LCO và HCO tuần hoàn từ tháp chưng cất sau đó quay trở lại tháp. Nếu có thể, nên gia nhiệt sơ bộ cho các reboilers của các tháp đó trước khi khởi động. Việc này hoàn toàn phụ thuộc vào nhiệt của tháp chưng cất và để tránh việc lấy quá nhiều nhiệt từ tháp (T-1501), phải phối hợp chặc chẽ với việc gia nhiệt của tháp chính.

1. Gia nhiệt cho reboiler của tháp debutanizer

Cho lượng nhỏ dòng LCO (hay LGO) (HCO tuần hoàn) qua debutanizer reboiler (E-1560A/B). Có thể cần thiết phải bypass van điều khiển dòng HCO để hạn chế lượng nhiệt lấy từ tháp chính (T-1501).

Theo dõi mức đáy của tháp để không làm bay hơi toàn bộ xăng và theo dõi nhiệt độ trong tháp debutanizer (T-1554) để không làm tháp quá nhiệt

2. Gia nhiệt cho reboiler của thápstripperCho lượng nhỏ dòng LCO (hay LGO) (LCO tuần hoàn ) qua reboiler của stripper (E-1557). Một lần nữa phải phối hợp chặc chẽ với công việc gia nhiệt của tháp chính để tránh lấy quá nhiều nhiệt từ tháp (T-1551). Trong suốt quá trình khởi động, cần phải lấy mẫu thường xuyên để kiểm tra hàm lượng nước trong dòng tuần hoànMức ở đáy và nhiệt độ trong tháp stripper (T-1552) phải được theo dõi để gia nhiệt đúng mức.

3. Điền lỏng vào tháp hấp thụ thứ haiCho lượng nhỏ dầu sạch (lean oil) vào tháp hấp thụ thứ hai (T-1553) bằng bơm P-1513A/B và thiết lập mức lỏng trong tháp T-1553.Nếu có thể bắt đầu tuần hoàn dầu này về cụm tháp chính. Lưu lượng dòng này phụ thuộc vào áp suất của tháp hấp thụ thay đổi theo điều kiện vận hành của máy nén dòng khí có phân tử lượng thấp và phải cao hơn áp suất LCO quay về, do đó có thể chưa thiết lập được dòng này cho đến khi đạt được áp suất làm việc bình thường của tháp hấp thụ thứ hai (T-1553).

6.4.12 Nạp liệu1) Cụm tháp chính

Trước khi cho nguyên liệu vào, dòng slurry và HCO tuần hoàn phải là dòng nóng. Đảm bảo rằng luôn luôn có đủ lưu lượng dòng về lớp đệm (Bed 5) (343,8 m3/h (điều kiện vận hành bình thường)) trong quá trình khởi động và sau đó trong vận hành. Không duy trì được lưu lượng dòng này về lớp đệm rất dễ dẫn đến hiện tượng tạo cốc.

Dòng LCO tuần hoàn phải được kiểm tra hàm lượng nước. Dòng nước làm mát phải được thiết lập cho tất cả các thiết bị làm lạnh. Hơi nước có thể bắt đầu cho vào tháp stripper

cl

HCO và LCO .

Chuyển các thiết bị sản xuất hơi nước trung áp trên dòng slurry và HCO sang chế độ làm việc bình thường bằng cách ngắt dòng hơi trung áp gia nhiệt và sử dụng nước cấp lò hơi. Cho nước cấp lò hơi vào các thiết bị sản xuất hơi cao áp.

Sau khi nguyên liệu vào tháp chính và nhiệt độ dòng slurry tăng lên, ban đầu có thể xả hơi nước ra ngoài bằng các thiết bị giảm thanh khi khởi động. Mở van cách ly trên đường hơi nước vào hệ thống và tăng áp cho các thiết bị sản xuất hơi nước nhờ các van tiết lưu trên đường ra thiết bị giảm thanh. Trong suốt quá trình khởi động đường xả cặn liên tục và gián đoạn đều được sử dụng để nước xả đạt tiêu chuẩn.

Mức lỏng trong tháp chính phải được theo dõi cẩn thận vì rất dễ tăng trong quá trình cho nguyên liệu vào. Dòng sluury phải được kiểm tra lượng xúc tác sớm nhất sau khi nạp liệu. Kết quả này phản ánh khả năng xúc tác bị kéo theo từ tháp phản ứng. Phải kiểm tra nhiều lần trong 1 ca cho đến khi đạt được điều kiện vận hành bình thường.

Nếu máy nén khí ẩm chưa được khởi động thì cần phải khởi động trong thời gian này. Mở van cách ly và khởi động máy nén theo quy trình của nhà sản xuất.

Máy nén phải được khởi động một cách trơn tru để tránh dao động áp suất trong tháp chính, có thể ảnh hưởng đến tuần hoàn xúc tác. Khi mức chất lỏng trong bình tách lỏng trung gian tăng, bơm phẩn lỏng này vào bình tách cao áp.

Khi mức lỏng trong bình hồi lưu tháp chính bắt đầu tăng, từ từ khởi động dòng hồi lưu để điều chỉnh nhiệt độ đỉnh tháp. Nhiệt độ phải giữ đủ cao để tránh hơi nước ngưng tụ tại đỉnh tháp.

Khởi động bơm nước chua ở đỉnh và đưa nước này về tháp xử lý nước chua.

Từ từ rút LCO đến stripper và điều chỉnh tỉ lệ hơi nước stripping và chuẩn bị khởi động thiết bị sản xuất hơi thấp áp. Cho LCO đến slops trước khi đưa vào bể chứa.

Bắt đầu đưa xăng nặng vào stripper và gia nhiệt cho stripper bằng dòng HCO tuần hoàn. Đưa xăng nặng này về slops.

Bắt đầu cho HCO vào stripper và điều chỉnh lượng hơi nước stripping, khởi động thiết bị sản xuất hơi thấp áp. Khi mức lỏng trong stripper bắt đầu tăng chuyển hệ thống rửa sang dùng HCO

Khi đạt được điều kiện vận hành ổn định trong cụm chưng cất. Cho nước rửa vào thiết bị ngưng tụ ở đỉnh. Khởi động hệ thống tách slurry theo quy trình của nhà sản xuất.

2) Cụm tháp stripper, tháp hấp thụ và debutanizer

Bình tách cao áp, tháp hấp thụ thứ nhất, thứ hai và tháp hấp thụ khí đốt được nâng áp nhờ khí từ máy nén.

cli

Mở đường ra flare trên đường ra của bình tách lỏng tháp hấp thụ khí đốt và cài đặt điều khiển áp suất cho đỉnh tháp hấp thụ thứ hai.

Khi mức lỏng trong bình hồi lưu tháp chính tăng, khởi động bơm để bơm lỏng sang tháp hấp thụ thứ nhất. Khi mức lỏng trong bình tách cao áp tăng, khởi động bơm và đưa lỏng sang tháp stripper. Khi có nhiệt từ dòng LCO tuần hoàn, khởi động reboiler của stripper. Lỏng trong tháp stripper được đẩy sang debutanizer do chênh áp. Khi mức lỏng trong debutanizer được thiết lập, khởi động reboiler bằng dòng HCO tuần hoàn. Khi mức trong bình hổi lưu của debutanizer tăng, khởi động bơm hồi lưu. Trong giai đoạn khởi động, phần hydrocacbon nhẹ có thể bị cuốn theo qua debutanizer nên nếu cần mở đường xả từ bình hồi lưu sang flare.

Tại cụm hấp thụ, khởi động bơm và điều khiển lưu lượng dầu sạch (lean oil) vào tháp hấp thụ thứ hai. Khi có mức lỏng trong tháp, bắt đầu cho dầu đã hấp thụ (rich oil) trở về tháp chính bằng cách điều khiển mức. Khi mức lỏng trong bình hồi lưu tháp debutanizer tăng, bắt đầu cho LPG sang cụm hấp thụ LPG bằng amine.

Khi mức lỏng được thiết lập tại đáy tháp debutanizer, cho dòng xăng này về slops sau khi qua reboiler thứ nhất của tháp stripper, thiết bị làm lạnh bằng không khí và làm lạnh bằng nước.Điều chỉnh công suất của reboiler stripper.

Khởi động dòng amine cho tháp hấp thụ khí đốt và chuyển đầu ra của tháp sang hệ thống khí đốt thay vì ra flare. Khi điều kiện vận hành cụm xử lý khí ổn định, khởi động hệ thống nước rửa vào thiết bị làm lạnh trung gian của máy nén.

3) Hấp thụ LPG bằng amine

Chuẩn bị khởi động cụm hấp thụ LPG bằng amine trước giai đoạn nạp liệu. Cụm này được tạo áp bằng ni tơ. Cho dòng amine từ từ vào tháp hấp thụ và điền amine đến 50% của khoảng điều chỉnh mức. Xả ni tơ ra flare nếu cần.

Khi LPG sẵn sàng tại bình hồi lưu debutanizer, cho LPG vào đáy tháp hấp thụ và từ từ điền đầy phần đỉnh tháp và bình tách amine. Xả ni tơ ra flare khi hệ thống được điền đầy. Đặt lưu lượng amine theo thông số thiết kế và đưa LPG sang phân xưởng xử lý LPG.

clii

7. Điều kiện vận hành bình thường của phân xưởng.

7.1 Bảng tóm tắt điều kiện vận hànhVới mục đích dễ dàng đối chiếu trong phần này, bảng tóm tắt các điều kiện vận hành được đưa ra sau đây:

Để biết thêm chi tiết, tham khảo sơ đồ dòng và thiết kế cơ sở

Các thông số được đánh dấu * có thể được cài đặt bởi người vận hành sao cho đạt được các mục đích nêu trên

Các thông số khác, thường là một vài phụ thuộc vào điều kiện vận hành (lưu lượng, chất lượng nguyên liệu…) theo thời gian. Bảng này là điều kiện vận hành bình thường khi dùng đúng nguyên liệu thiết kế

Reaction-regeneration Bach Ho Bach Ho Mixed crude

Mixed crude

Maxi Maxi Maxi MaxiGasoline Distillate Gasoline Distillate

Riser• Outlet temperature* °C

518 505 520 511• Feed flow rate* kg/h

407 000 407,000 407 000 407 000• Feed temperature* °C

290 290 170 170• Recycle flow rate* kg/h

0 117,100 0 117,100• Recycle temperature °C

- - - -• MTC flow rate* kg/h

0 0 76 400 0• MTC temperature °C

- - 181 -• Dispersion steam flow kg/h rate*

20 350 20,350 20 350 20 350

• Riser steam temperature 250 250 250 250• Backflush oil kg/h

7379 6875 7605 7097

• Dilute phase pressure* kg/cm2g

1.43 1.43 1.43 1.43

• Stripping steam flow rate* kg/h Regenerator 1

14 300 14,300 14 300 14 300

• Dilute phase temperature °C

646 631 678 641• Dense phase temperature °C

651 636 683 646• Dilute phase pressure* kg/cm2g

2.28 2.28 2.28 2.28• Coke burnt %

70 70 70 70

• CO mole % 5.3 5.3 6.3 6.2• CO2 mole % 10.6 10.6 9.9 9.9• Air ring flow rate* kg/h

181 520 166,575 261 840 215,357

cliii

• Air blower temperature °C

232 238 210 223

• Dilute phase temperature °C

734 720 772 733• Dense phase temperature °C

713 695 762 712• Dilute phase pressure* kg/cm2g

1.3 1.3 1.3 1.3

• Flue gas composition• CO mole % 0 0 0 0• CO2 mole % 16.9 16.9 16.9 16.9• O2 mole % 1.8 1.8 1.8 1.8• Air ring flow rate* kg/h 38 773 31685 79 610 57261• Air blower temperature °C 232 238 210 223• Air lift flow rate* kg/h 47 832 47832 47 832 47 832Catalyst• Delta coke wt % 0.94 0.91 1.22 0.99• C/O 5.57 5.27 6.34 6.43• Catalyst circulation t/min 37.7 35,7 42.9 43.6• Catalyst make-up* (dry

t/d 5.5 5.5 15.2 15.2basis)• Metals on catalyst V wt ppm 0 0 6 748 6 748Ni wt ppm 1 776 1776 3 213 3 213• Catalyst activity MAT wt % 75 60 68 55• Standard conversion wt % 80.76 79.94

7.2 Nguyên lý điều khiểnPhân xưởng R2R sẽ vận hành ổn định với khoảng điều kiện rộng

Theo dõi cẩn thận hoạt động của phân xưởng và các thông số vận hành sẽ đạt được lợi nhuận cao nhất và giảm thiểu sự cố

Như một nguyên lý chung, mọi thay đổi trong các tháp phải được thực hiện từ từ để đạt được tuần hoàn xúc tác ổn định

Trong mục này chúng ta sẽ xem xét lại các thông số vận hành trên thực tế hơn như là điều khiển dòng MTC

Vòng điều khiển quan trọng nhất trong cụm phản ứng và tái sinh là nhiệt độ đầu ra riser TIC-020. Nhiệt độ này phải được giữ trong khoảng ± 1oC so với set point. Một cặp nhiệt đặt gần đầu ra của riser sẽ đo nhiệt độ phản ứng. Nhiệt độ này được xác định bởi số lượng xúc tác cho vào riser qua van điều khiển xúc tác đã tái sinh. Nhiệt độ phản ứng là thông số cơ bản đầu tiên của quá trình chuyển hóa nguyên liệu trong phân xưởng RFCC.

Để thúc đẩy quá trình bay hơi nguyên liệu và sản lượng sản phẩm cuối cùng, công nghệ dòng điều khiển nhiệt độ (mixed temperature control MTC) được sử dụng. Lưu lượng dòng MTC được thiết lập để duy trì nhiệt độ mong muốn tại điểm phun nguyên liệu. Một

cliv

cặp nhiệt TI-008 đặt trước điểm phun MTC để đo nhiệt độ của hổn hợp xúc tác và hơi nguyên liệu. Cần lưu ý rằng MTC chỉ dùng khi chạy với chế độ tối đa xăng dầu trộn. Nhà máy sẽ sử dụng dầu Bạch Hổ để khởi động.

Van điều khiển xúc tác đã sử dụng điều khiển mức xúc tác trong stripper LIC-002 hay 003 bằng cách điều chỉnh lượng xúc tác đã sử dụng từ stripper xúc tác qua tầng tái sinh thứ nhất. Mức xúc tác trong stripper được đo bằng các thiết bị đo chênh áp và gởi tín hiệu đến thiết bị điều khiển để xác định vị trí của van trượt. Để đảm bảo thu hồi tốt các hydrocacbon bám trên xúc tác và tạo một lớp kín tại chân của hệ thồng phân tách tại đầu ra của riser, phải luôn đảm bảo mức tối thiểu của xúc tác trong stripper.

Mức xúc tác trong tháp tái sinh thứ nhất được đo bằng các thiết bị đo chênh áp và gởi tín hiệu đến bộ điều khiển mức LIC-004 xác đinh vị trí của van nút (plug vavle). Van nút điều khiển lượng xúc tác từ tầng một vào ống nâng đến tầng 2. Mức tối thiếu phải được duy trì tại tháp tái sinh thứ nhất để đảm bảo tái sinh tốt và tạo lớp làm kín cho chân cyclone. Nếu mức xúc tác trong tháp tái sinh thấp có thể không làm kín được chân cyclone và dẫn đến dòng chảy ngược của khói thải làm thất thoát xúc tác mịn theo dòng khí này. Mức xúc tác cao trong tháp tái sinh thứ nhất cũng có thể dẫn đến sự cuốn theo xúc tác từ các cyclone do lượng cuốn theo từ lớp xúc tác tăng và cuốn theo từ thân cyclone.

Trong quá trình vận hành, mức xúc tác trong tầng tái sinh thứ hai không được điều khiển mà chỉ phụ thuộc vào sức chứa của phân xưởng. Vòng điều khiển LIC-007 quản lý và điều chỉnh mức xúc tác bằng cách rút xúc tác liên tục khi mức này tăng do nạp thêm xúc tác. Mức xúc tác trong tháp tái sinh thứ hai được giữ ở một giới hạn nhất định với cùng lý do được nêu như tại tháp tái sinh thứ nhất ở trên.

Tổng lượng xúc tái rút ra trong ngày được điều khiển theo thời gian bởi HIC-018 được tính toán dựa theo yêu cầu cân bằng xúc tác.

Áp suất trong tháp tái sinh được điều khiển bởi van điều khiển dòng khí thải SV-1503/1504. Vòng điều khiển PIC-146 taị tháp tái sinh thứ nhất điều khiển trực tiếp áp suất của tháp qua van SV-1503. Độ chênh áp giữa hai tháp tái sinh PDIC-172 được điều khiển bởi van điều khiển dòng khí thải tầng hai SV-1504. Độ chênh áp này được cài đặt để bù lại sự tụt áp qua van nút PV-1501 đảm bảo mức ổn định trong các tháp tái sinh. Áp suất trong thiết bị tách thay đổi theo áp suất của tháp chính được điều khiển theo áp của bình hồi lưu D-1514. Mục tiêu trong quá trình vận hành và cơ sở cho việc vận hành hiệu quả là thiết lập áp suất của tháp chính và áp suất trong các tháp tái sinh để đạt được độ chênh áp tương đối đồng đều qua các van trượt.

Như một quy định chung, mọi thay đổi trong các tháp phải được thực hiện từ từ với độ tăng đều để các van trượt tái định vị hợp lý đảm bảo tuần hoàn xúc tác ổn định. Phân

clv

xưởng được thiết kế với độ chênh áp đồng đều qua các van trượt để vận hành an toàn. Bộ điều khiển ưu tiên được kích hoạt trong trường hợp chênh áp qua các van trượt thấp để đóng van trượt nhằm chống dòng chảy ngược. Chênh áp bình thường qua các van trượt để vận hành ổn định vào khoảng 0,3 đến 0,5 kg/cm2g. Cần tránh chênh áp cao hơn 0,7 kg/cm2 vì có thể gây mài mòn van. Chênh áp âm là không cho phép và PDIC được cài đặt để ưu tiên trước các vòng điều khiển chính tại áp suất 0,1 kg/cm2. Tuần hoàn xúc tác một cách trơn tru là chìa khóa cho việc vận hành thành công phân xưởng R2R và đạt được nhờ tạo tầng giả khí và luân chuyển xúc tác hợp lý cũng như điều khiển cân bằng áp trong phân xưởng.

Vòng điểu khiển ngưng phân xưởng khẩn cấp sẽ tự động đóng các van trượt trong điều kiện hụt nguyên liệu hay hụt không khí cho quá trình đốt cốc.

- Điều khiển MTC

MTC không sử dụng khi chạy dầu Bạch Hổ và chỉ dùng khi chạy dầu trộn với chế độ tối đa xăng. Điều khiển nhiệt độ hỗn hợp nguyên liệu và xúc tác rất quan trọng để bay hơi toàn bộ các hydrocacbon có thể chuyển hóa thành các sản phẩm nhẹ. Điều này có thể thực hiện được một cách độc lập nhờ thông số điều khiển phản ứng đầu tiên là nhiệt độ đầu ra riser. Theo quy ước nhiệt độ đầu ra riser được duy trì nhờ tuần hoàn xúc tác đã tái sinh qua van điều khiển dòng xúc tác nóng đã tái sinh. Nhiệt độ hỗn hợp, được đo tại vị trí sau điểm phun nguyên liệu, được điều khiển bằng điểm phun thêm hydrocacbon lỏng đặt trên điểm phun nguyên liệu vài mét.

Với dòng MTC ta có thể tăng nhiệt độ hỗn hợp mà vẫn duy trì hay thậm chí giảm nhiệt độ đầu ra riser. Do đó nhiệt độ tối ưu của xúc tác, mục tiêu tuần hoàn xúc tác và các phản ứng cracking xúc tác mong muốn có để được điều chỉnh một cách độc lập.

Công nghệ sử dụng dòng MTC cho khả năng vận hành với nhiệt độ tại vùng phun nguyên liệu cao hơn do đó thúc đẩy quá trình bay hơi mà không bị cracking sâu trong riser do nhiệt độ đầu ra vẫn duy trì thấp. MTC lấy một phần nhiệt do bay hơi các hydrocacbon lỏng của dòng MTC phun vào.

Phần nhiệt được hấp thụ do bay hơi MTC được sử dụng ở cụm chưng cất để sản xuất hơi nước, tăng nhiệt sơ bộ hay reboiling.

Loại nguyên liệu dùng để hồi lưu tùy vào mỗi trường hợp. Khi sử dụng xăng nặng làm MTC, về bản chất MTC đóng vai trò làm giảm nhiệt. Xăng nặng thể hiện tính chất trơ cơ bản của vòng thơm. Và kết quả là sản lượng LPG và xăng nhẹ và độ chuyển hóa tăng. Nhờ sử dụng xăng nặng, lượng cốc được tạo thêm trong riser (delta-cốc) sẽ giảm thiểu và tỉ lệ xúc tác trên dầu do đó sẽ tăng. Để tránh hiện tượng cracking sâu, nhiệt độ đầu ra riser có thể giảm 10oC khi hồi lưu 20% nguyên liệu.

clvi

7.3 Các thông số vận hànhMục 3.2 đã liệt kê các thông số công nghệ, tức là các thông số (áp suất, nhiệt độ, hoạt tính xúc tác, cân bằng khí tại các tháp tái sinh, cân bằng nhiệt, chất lượng nguyên liệu, sản lượng cốc, delta cốc, tỉ lệ dầu trên xúc tác) tùy theo nhiệt động lực học và động học đóng vai trò quan trọng với các phản ứng trong công nghệ. Đó gần như chỉ là lý thuyết và không thể hiện khi người vận hành thay đổi các thông số. Mục 3.3.2 đã liệt kê những ảnh hưởng của các thông số chính minh họa mục đích của việc điều chỉnh thông số để đạt được các mục tiêu khác nhau. Trong mục này chúng ta sẽ xem xét lại các thông số này với khía cạnh thực tế hơn như là các thông số vận hành và cách mà các người vận hành sử dụng chúng để điều chỉnh vận hành phân xưởng.

7.3.1 Công suất.Phân xưởng R2R có khả năng vận hành ổn định khi giảm công suất xuống 50% nhờ điều chỉnh vài thông số vận hành. Khối lượng xúc tác tuần hoàn và không khí đốt gần như tỉ lệ với nguyên liệu. Thiết kế cơ sở phân xưởng đã tính đến tỉ lệ giảm cho tốc độ xúc tác và phân phối khí trong trường hợp giảm công suất. Phân phối không khí và dòng xúc tác phải ổn định khi vận hành công suất thấp. khi vận hành với công suất thấp hơn thiết kế, nguyên liệu cho các đầu phun cũng giảm theo tỉ lệ hợp lý.

Khối lượng hơi phân tán, hơi ổn định và hơi nước để phun MTC phải được duy trì theo điều kiện vận hành thiết kế.

7.3.2 Nhiệt độ đầu ra riser.Nhiệt độ đầu ra của riser bình thường được cài đặt để đạt được độ chuyển hóa mong muốn. Đối với dầu Bạch Hổ, nhiệt độ khi vận hành tối đa dầu là 505oC và tối đa xăng là 518oC. Đối với dầu hỗn hợp, nhiệt độ tương ứng là 511oC và 520oC. Nhiệt độ này được điều khiển bởi vị trí của van trượt xúc tác đã tái sinh cho phép tăng hay giảm lượng xúc tác tái sinh nóng tiếp xúc và trộn với nguyên liệu vào. Hỗn hợp đồng nhất giữa dầu và xúc tác đạt đến nhiệt độ cao hơn so với đỉnh của riser khoảng 30 đến 40 oC. Sự sốc nhiệt ban đầu sẽ gây ra phản ứng cracking nhiệt và khi dầu chuyển sang thể hơi và các phân tử tiếp xúc với bề mặt hoạt tính của xúc tác sẽ xảy ra phản ứng cracking xúc tác.

Khi phản ứng cracking xúc tác xảy ra và hỗn hợp xúc tác/dầu đi lên riser, nhiệt độ sẽ giảm do phản ứng là thu nhiệt. Tại đỉnh của riser số lượng mol của sản phẩm sẽ lớn hơn gấp 3,5 đến 5 lần so với nguyên liệu.

Nhiệt độ riser có liên hệ với các thông số cracking khác. Đi cùng với sự tăng nhiệt độ riser thường là:

- Tăng độ chuyển hóa- Tăng sản lượng khí khô- Tăng sản phẩm LPG

clvii

- Tăng hoặc giảm (do cracking sâu) sản phẩm xăng tùy thuộc vào độ nghiêm ngặt của phản ứng

- Tăng chỉ số octan của xăng- Giảm sản lượng dầu và dầu cặn- Sản phẩm cốc tăng nhẹ

Trên đây chỉ là khuynh hướng. Số lượng thay đổi chính xác phụ thuộc cân bằng nhiệt và vật chất cũng như là sự tương quan của sản lượng. Chất lượng xúc tác cũng ảnh hưởng đến các thay đổi trên.

7.3.3 Áp suất vùng phân tách (disengager)Về nhiệt động lực học, áp suất trong vùng phản ứng thấp sẽ tăng sản lượng sản phẩm. Tuy nhiên, sự lựa chọn áp suất phải tính đến kích thước thiết bị và áp suất hút tối thiểu của máy nén khí ẩm. Áp suất khoảng 0,8 đến 1,4 bar được coi là giá trị tối ưu. Thông thường áp suất được duy trì ổn định và chỉ thay đổi để điều chỉnh áp suất trong quá trình khởi động hay trường hợp không ổn định.

7.3.4 Hoạt tính xúc tác.Trong công nghệ cracking hoạt tính xúc tác được quy ước xác định theo 2 cách khác nhau là trong vận hành thực tế và trong phòng thí nghiệm. Tuy nhiên phương pháp đang được sử dụng là gởi mẫu xúc tác cân bằng hàng tuần cho phòng thí nghiệm của nhà cung cấp. Tại đó, phương pháp thử tiêu chuẩn (với cùng nguyên liệu và điều kiện vận hành) dùng để kiểm tra hoạt tính xúc tác. Các phân tích khác như là diện tích bề mặt, tỷ trọng, kích thước rãnh, sự phân phối hạt, thành phần kim loại cũng được phân tích. Hoạt tính xúc tác tỉ lệ với độ chuyển hóa của phân xưởng thực tế vận hành các loại nguyên liệu khác nhau. Sự tương quan của phương pháp phân tích có phần ít tính đến độ khó trong việc tính toán chính xác sự khác nhau không những của nguyên liệu mà còn mối liên quan giữa các phương pháp vận hành. Điều này làm tăng thêm quan hệ trực tiếp khi hoạt tính xúc tác tăng thì độ chuyển hóa tăng.

Trong cracking phân đoạn cặn, hoạt tính xúc tác không cần giữ quan hệ trực tiếp giữa phương pháp thí nghiệm và vận hành thực tế. Độ nghiêm ngặt của phương pháp đánh giá tăng sẽ cần phải sử dụng các thông số khác liên quan đến độ chuyển hóa. Diện tích bề mặt xúc tác và hàm lượng kim loại kìm nặng là thông cơ bản để dự đoán hoạt động của phân xưởng. Tính chất của xúc tác và sản phẩm dự tính là trong giai đoạn phát triển xúc tác, trong khi đó khả năng thực tế của xúc tác nhận được chính xác trong giai đoạn vận hành phân xưởng.

Hoạt tính của xúc tác đo được chính xác nhất từ phân xưởng vận hành. Độ chuyển hóa được tính toán từ sản lượng của phân xưởng kể cả sản phẩm khí khô và cốc. Theo dõi chặt chẽ sản lượng, sự thay đổi của bề mặt xúc tác và kim loại lắng trên đó là cách tốt

clviii

nhất để duy trì hoạt tính xúc tác mong muốn. Hoạt tính của xúc tác phải được hiểu theo cách không những ảnh hưởng đến độ chuyển hóa mà còn quyết định tối đa sản lượng sản phẩm có giá trị cao và tăng chỉ số octan, đồng thời giảm thiểu lượng cốc và khí khô.

Hoạt tính xúc tác được duy trì bằng cách bổ sung liên tục xúc tác mới. Tỉ lệ cần bổ sung phụ thuộc vào chất lượng nguyên liệu, độ chuyển hóa mong muốn, điều kiện vận hành và loại xúc tác sử dụng. thông thường tỉ lệ bổ sung khoảng từ 1 đến 4kg xúc tác trên 1000kg nguyên liệu là cần thiết để duy trì độ chuyển hóa mong muốn. Cần phải thường xuyên theo dõi tính chất của xúc tác cân bằng và hàm lượng tạp chất kim loại (như là Ni, V, Na…) để có được sự điều chỉnh tối ưu tỉ lệ bổ sung.

7.3.5 Cân bằng không khí trong các tháp tái sinhGiảm lượng cốc trên xúc tác thấp hơn 0,05% khối lượng là cơ sở để dự tính lượng khí không tính đến việc không khí được phân phối như thế nào vào 2 tầng tái sinh. Với 2 tầng tái sinh sẽ linh hoạt trong việc phân chưa tổng lượng không khí cần thiết. Trong các trường hợp bắt buộc như là tối ta nhiệt độ tầng xúc tác hay thành phần khí thải mong muốn, độ tùy tiện phân chia lượng khí sẽ giảm. Tuy nhiên việc tính toán lượng khí thích hợp cho mỗi tầng tái sinh sẽ đem lại nhiều lợi ích

Nhiệt độ thiết kế cho tầng tái sinh thứ nhất là 7700C, do đó lượng cốc được đốt phải được kiểm soát để không vượt quá nhiệt độ này. Phản ứng đốt CO sẽ tăng nhanh khi nhiệt độ tăng trên 6500C. điều này dẫn đến hàm lượng CO thấp và lượng khí tăng cũng như nhiệt độ tại tầng xúc tác trong tháp tái sinh tăng. Khi cốc đốt thành CO và hơi nước thì lượng nhiệt sinh ra chỉ bằng khoảng một nữa với cùng lượng cốc đốt thành CO2 và hơi nước. Nhiệt độ cao hơn khi sinh ra CO2 sẽ tạo điều kiện cho phản ứng đốt CO. Nếu giới hạn lượng không khí thì sự chuyển hóa CO thành CO2 sẽ được kiểm soát và nhiệt độ của tầng xúc tác trong tháp tái sinh sẽ được giữ thấp hơn. Nhưng đồng thời lượng cốc còn lại trên xúc tác sẽ tăng. Mục tiêu là xác định lượng không khí vào tầng tái sinh thứ nhất để giới hạn nhiệt độ tầng xúc tác và lượng CO trong khí thải.

Mục đích của tầng tái sinh thứ 2 là toàn bộ lượng cốc còn lại hoàn toàn thành CO2. Nhiệt độ của lớp xúc tác cho phép tăng lên khoảng 8100C (thiết kế cơ khí: 8400C). tỉ lệ khí được điều chỉnh để thu được từ 2 đến 3% mole oxy tự do trong khí thải đảm bảo hàm lượng CO trong khí thải thấp hơn 0,05%mole.

Việc chia lượng khí cần thiết như trên còn có lợi thế là giảm thiểu mất hoạt tính của xúc tác. Hầu hết lượng hydro trong cốc được đôt trong tầng tái sinh thứ nhất. Hơi nước tạo thành tại nhiệt độ thấp hơn nên ít làm giảm hoạt tính xúc tác. Do chỉ một phần nhỏ tổng lượng hydro trong cốc được đốt trong tháp tái sinh thứ 2, lượng hơi nước sẽ giảm trong môi trường nhiệt độ cao. Khí thải ra khỏi các tháp tái sinh sẽ tách biệt nhau do hàm lượng CO của chúng khác nhau.

clix

7.3.6 Nhiệt độ tái sinha) Nhiệt độ tầng đặc

- Tầng một

Nhiệt độ tầng đặc tháp tái sinh thứ nhất tỉ lệ với nhiệt độ riser, lượng cốc được đốt và lượng xúc tác tuần hoàn. Nhiệt độ này được điều khiển bằng cách thay đổi dòng không khí vào tháp. Tỉ lệ không khí được điều chỉnh để nhiệt độ này không quá 7300C.

- Tầng hai

Nhiệt độ tầng đặc tháp tái sinh thứ hai cũng tỉ lệ với lượng cốc được đốt và lượng xúc tác tuần hoàn. Nhiệt độ vận hành bình thường khoảng 1000C cao hơn nhiệt độ tâng đặc tháp tái sinh thứ nhất. Việc điều khiển nhiệt độ này là không độc lập do tỉ lệ khí vào tầng tái sinh thứ hai được điều chỉnh để đốt cháy hoàn toàn CO (tức là hàm lượng oxy khoảng 2 đến 3 %mole trong khí thải) trong điều kiện vận hành bình thường.

Trong mọi trường hợp, quan trọng là phải giữ nhiệt độ tối thiểu trong tầng đặc xúc tác để có phản ứng cháy thích hợp (khoảng 6800C).

b) Nhiệt độ tầng loãng

Nhiệt độ tầng loãng thường vận hành với 100C cao hơn nhiệt độ tầng đặc. Xúc tác được sử dụng, khi không được xúc tiến, có khả năng thúc đẩy phản ứng cháy xảy ra trong tầng đặc. Tính chất này cùng với lượng xúc tác thích hợp ở tầng đặc sẽ đảm bảo toàn bộ lượng oxy cần thiết cho quá trình cháy sẽ được đốt trong tầng đặc và giảm khả năng after burning.

7.3.7 Thời gian lưu trong tháp tái sinhThời gian lưu xúc tác trong các tháp tái sinh là thông số quyết định chất lượng tái sinh. Mức xúc tác trong hai tâng tái sinh được tối ưu hóa phụ thuộc vào nhiệt độ tái sinh lượng xúc tác cần thiết.

Thông thường, tổng thời gian lưu trong 2 tầng xúc tác vào khoảng 6 phút là thích hợp để thu được xúc tái tái sinh từ tầng hai với lượng cacbon còn lại trên xúc tác là nhỏ hơn 0,05% khối lượng, con số này được coi là mục tiêu của quá trình tái sinh tốt.

Trong suốt quá trình vận hành bình thường, phải cẩn thận giữ mức xúc tác ở điều kiện bình thường. Mức xúc tác thấp sẽ ảnh hưởng đến chất lượng tái sinh, ngược lại mức xúc tác cao sẽ làm xúc tác bị kéo theo vào cyclon và kết quả là tăng lượng xúc tác bị thất thoát.

7.3.8 Tốc độ khí trong tháp tái sinhChất lượng của quá trình cháy phụ thuộc vào trạng thái tầng sôi của xúc tác. Sự trộn đều giữa xúc tác và không khí là cần thiết cho quá trình cháy và do đó đòi hỏi cần dòng chảy rối trong vùng đặc của xúc tác trong các tháp tái sinh. Tốc độ bề mặt tương ứng là trong

clx

khoảng 1 đến 1,3 m/s. tốc độ tối thiểu 0,5m/s cần được duy trì trong mọi trường hợp (đặc biệt khi giảm công suất vận hành)

7.3.9 Quá trình làm việc của stripperViệc loại bỏ các hyđrôcácbon nhẹ trên xúc tác sau thiết bị tách trong lò phản ứng được thực hiện bằng việc bơm hơi nước vào tầng đặc của stripper thông qua các vòng hơi khác nhau. Lượng hơi nước được điều chỉnh phụ thuộc vào lượng xúc tác tuần hoàn và lưu lượng nguyên liệu. Lưu lượng hơi nước được điều chỉnh cho vòng hơi chính và giữ lưu lượng vào các vòng trên và dưới không đổi. Hiệu quả của quá trình stripping được đo bằng hàm lượng hyđrô trên cốc. Quá trình stripping được cho là hiệu quả khi hàm lượng hyđrô trên cốc vào khoảng 6% khối lượng.

7.3.10 Cân bằng nhiệtCụm phản ứng/tái sinh có thể được xem như một vòng trao đổi nhiệt kín mà ở đó xúc tác được tuần hoàn giữa lò gia nhiệt (lò tái sinh) và thiết bị làm mát (ống phản ứng). Xúc tác được làm mát trong ống phản ứng thông qua quá trình hoá hơi và cracking của nguyên liệu và được gia nhiệt trở lại trong lò tái sinh bằng việc đốt cốc được tạo ra trong quá trình cracking. Nhiệt độ đầu ra của ống phản ứng điều khiển van trượt xúc tác tái sinh để cung cấp đủ xúc tác nóng nhằm duy trì ống phản ứng ở nhiệt độ mong muốn.

Nhiệt tăng nhiệt độ (Sensible heat) được thể hiện bằng những thay đổi của nhiệt độ ống phản ứng và lò tái sinh là rất nhỏ so với nhiệt cháy của cốc (môi trường gia nhiệt), nhiệt hoá hơi của nguyên liệu và nhiệt cracking (môi trường làm mát).

Phân xưởng được cân bằng nhiệt được hiểu rằng nhiệt hoá hơi và nhiệt cracking của nguyên liệu được cung cấp bằng quá trình đốt cốc trong lò tái sinh.

Cân bằng nhiệt tổng quát cho thấy rằng nhiệt toả ra trong quá trình đốt cháy cốc (cácbon và hyđrô) trở thành:

Nhiệt tăng nhiệt độ và nhiệt tiềm ẩn của khói thải, Nhiệt tăng nhiệt độ và nhiệt tiềm ẩn của dòng sản phẩm từ lò phản ứng, Nhiệt cracking.

Nói một cách khác, lượng cốc trong quá trình đoạn nhiệt này là rất quan trọng để đáp ứng được lượng nhiệt cần thiết.

Một trong những đặc tính của quá trình công nghệ RFCC là quá trình này luôn cố đạt đến một điểm vận hành cân bằng mà ở đó là cân bằng nhiệt. Điều đó có nghĩa là, các thông số vận hành phụ thuộc sẽ tự động đạt được các điều kiện mà ở đó lượng cốc tạo ra đủ để sản sinh ra nhiệt cháy cần thiết cho quá trình gia nhiệt và hoá hơi của nguyên liệu, cung cấp nhiệt cho phản ứng hoá học và bù lại lượng nhiệt thất thoát từ quá trình.

clxi

Thông số độc lập quan trọng nhất trong cụm phân xưởng RFCC là nhiệt độ đầu ra của ống phản ứng. Hai thông số độc lập quan trọng khác là nhiệt độ nguyên liệu và lưu lượng dòng MTC. Nhiệt độ đầu ra của ống phản ứng (ROT) được lựa chọn dựa trên loại nguyên liệu được xử lý và sản lượng của các sản phẩm mong muốn. Nhiệt phản ứng, sản lượng cốc, tốc độ tuần hoàn xúc tác và nhiệt độ lò tái sinh thay đổi khi nhiệt độ đầu ra của ống phản ứng thay đổi. Nhiệt độ nguyên liệu, lưu lượng dòng MTC có thể được thao tác để điều khiển các thông số vận hành này trong khoảng tối ưu. ROT tối ưu thay đổi tuỳ theo dòng nguyên liệu và mục đích vận hành.

Nếu nhiệt độ nguyên liệu giảm, lượng xúc tác tái sinh nóng được yêu cầu sẽ tăng lên để gia nhiệt cho hỗn hợp phản ứng. Van trượt xúc tác tái sinh sẽ mở ra và tỉ lệ xúc tác/dầu tăng lên. Sản lượng cốc sẽ tăng lên do tỉ lệ xúc tác/dầu tăng. Nhiệt độ thấp hơn của nguyên liệu vào phân xưởng RFCC từ các thiết bị trao đổi nhiệt sẽ được bổ sung bằng quá trình đốt lượng cốc tăng lên. Khi nhiệt độ lò tái sinh tăng, tỉ lệ xúc tác/dầu sẽ tìm được cân bằng mới. Vì thế, nhiệt độ nguyên liệu có thể được điều chỉnh nhằm tác động lên độ chuyển hoá thông qua sản lượng cốc.

Nếu chất lượng nguyên liệu thay đổi theo chiều hướng sản lượng cốc tăng, nhiệt độ lò tái sinh sẽ tăng lên và van trượt xúc tác tái sinh sẽ dần dần đóng lại khi nhiệt độ đầu ra của ống phản ứng tăng. Tỉ lệ xúc tác/dầu sẽ giảm, độ chuyển hoá giảm và sản lượng cốc giảm. Tuy nhiên, phân xưởng sẽ đạt được một điểm vận hành cân bằng mới, ổn định. Việc điều chỉnh một số thông số vận hành khác có thể cần thiết nhằm duy trì sản lượng các sản phẩm theo mong muốn ở trạng thái cân bằng nhiệt mới.

Vì phần trăm phân đoạn cặn trong nguyên liệu là 100%, có thể không còn tính linh động cho cân bằng nhiệt. Trong trường hợp này, sản lượng cốc sinh ra do tính chất dòng nguyên liệu sẽ là nguồn tạo cốc chính và những thay đổi về tỉ lệ xúc tác/dầu ảnh hưởng rất ít lên sản lượng cốc chung. Trong trường hợp này, việc tăng nhiệt độ nguyên liệu có thể làm cho nhiệt độ lò tái sinh tăng lên rất cao do lượng cốc bám lên xúc tác tăng và làm giảm đáng kể tỉ lệ xúc tác/dầu. Điều này sẽ làm cho độ chuyển hoá giảm xuống dưới mức cho phép.

Nếu lưu lượng dòng MTC tăng, nhiệt độ đầu ra của ống phản ứng bắt đầu giảm và van trượt xúc tác tái sinh dần dần mở ra khi nó phát hiện ROT giảm. Tỉ lệ xúc tác/dầu sẽ tăng, nhiệt độ vùng phối trộn tăng, độ chuyển hoá tăng và sản lượng cốc/slurry giảm.

Khi setpoint của ROT thay đổi, van trượt xúc tác tái sinh sẽ lập tức thay đổi tỉ lệ xúc tác/dầu để đáp ứng được nhu cầu nhiệt mới của ống phản ứng. Trước khi hệ thống đạt được trạng thái ổn định và lò tái sinh cân bằng ở nhiệt độ mới, hệ thống sẽ trải qua giai đoạn chuyển tiếp do những thay đổi lớn về lượng xúc tác. Trong suốt giai đoạn chuyển tiếp, các tín hiệu vận hành có thể gây nhầm lẫn. Ví dụ như, nhiệt độ đầu ra của ống phản ứng cao hơn sẽ yêu cầu tốc độ tuần hoàn xúc tác cao hơn và sản lượng cốc cao hơn. Tuy

clxii

nhiên, cần tốn một khoảng thời gian để xúc tác đi qua ống phản ứng, thiết bị tách trong lò phản ứng, stripper và ống dẫn xúc tác đã sử dụng để đến được lò tái sinh. Nhiệt độ lò tái sinh lúc đầu sẽ giảm xuống do lượng nhiệt yêu cầu của ống phản ứng tăng đột ngột. Cuối cùng, hệ thống sẽ cân bằng nhiệt bằng việc tạo ra nhiều cốc và nhiệt độ lò tái sinh sẽ tăng lên. Nhiệt độ này sẽ làm cho tốc độ tuần hoàn xúc tác giảm. Cuối cùng hệ thống có thể quay về tỉ lệ xúc tác/dầu tối ưu nếu nhiệt độ nguyên liệu được điều chỉnh để bù lại lượng nhiệt phụ yêu cầu của ống phản ứng.

7.3.11 Chất lượng nguyên liệuTrong quá trình cracking xúc tác, sự thiếu hụt hyđrô xuất hiện khi phân tử hyđrô phân chia và tham gia vào phân tử đã crack. Các hyđrôcácbon với khối lượng nguyên tử lớn hơn có nồng độ hyđrô thấp hơn các hyđrôcácbon với khối lượng nguyên tử nhỏ hơn. Khi quá trình cracking tạo ra các hyđrôcácbon nhẹ hơn nguyên liệu, hyđrô được tạo thành từ hyđrô của các hyđrôcácbon với khối lượng nguyên tử lớn hơn.

Phân tử đã tách hyđrô có thể thiếu hyđrô đến mức nó có thể chuyển thành cốc. Vì vậy, dễ thấy rằng sản lượng các hyđrôcácbon nhẹ hoặc độ chuyển hoá phụ thuộc vào tổng lượng hyđrô có trong nguyên liệu. Tỉ trọng API và quá trình chưng cất xác định lượng hyđrôcácbon hiện hữu để tạo thành các sản phẩm nhẹ. Thậm chí khi quá trình chưng cất không được xác định một cách đúng đắn, tỉ trọng API có thể đưa ra những biểu hiện về chất lượng nguyên liệu, dòng nguyên liệu với tỉ trọng API thấp hơn thường có giới hạn sôi cao hơn và nồng độ hyđrô thấp hơn.

Kim loại – một phần của nguyên liệu RFCC- ảnh hưởng xấu đến quá trình làm việc của hệ thống. Nickel, vanađi, đồng và sắt đi vào hệ thống cùng với nguyên liệu, sẽ tích tụ lên các tâm xúc tác và thông qua một cơ chế phức tạp dẫn đến quá trình làm giảm hoạt tính xúc tác. Quá trình này dần dần tạo nên một lượng kim loại nhất định trên xúc tác. Khi hàm lượng kim loại vượt quá 10000 ppm, quá trình giảm hoạt tính xúc tác trở nên nhanh hơn. Nếu hàm lượng kim loại trong nguyên liệu không thể giảm xuống để điều khiển quá trình này, việc bổ sung xúc tác sạch bằng cách thay thế xúc tác trong phân xưởng phải được thực hiện ở một tốc độ đủ lớn nhằm duy trì hàm lượng kim loại trên xúc tác ở mức yêu cầu.

Natri và các kim loại kiềm khác cũng là những chất gây ngộ độc xúc tác. Hàm lượng natri trong nguyên liệu không được vượt quá 1 ppm. Natri cũng làm giảm nhiệt độ nóng chảy của xúc tác, điều này làm cho xúc tác nhạy cảm hơn với nhiệt độ cao.

Nitơ và lưu huỳnh ảnh hưởng xấu đến quá trình cracking nhưng ít gây hại hơn. Cả nitơ và lưu huỳnh liên kết với hyđrô mà có thể sử dụng để tạo ra các hyđrôcácbon có giá trị. Ngoài ra, amôniắc được hình thành có tính chất bazơ, có tác động trung hoà lên các tâm axít của xúc tác.

clxiii

Trong quá khứ, cácbon Conradson được cho là chuyển hoá hoàn toàn thành cốc. Lượng cốc tích tụ trên bề mặt xúc tác phải được đốt sạch trong lò tái sinh, và lượng cốc tăng làm cho nhiệt độ lò tái sinh tăng. Vì thế, quá trình tăng cácbon Conradson trong nguyên liệu có thể đưa đến những điều kiện không thể vận hành được. Trong quá trình phát triển công nghệ R2R, những giới hạn về nhiệt độ được đưa ra cho phép thực hiện quá trình đốt cốc ở mức cao hơn. Đồng thời, lưu ý rằng những quan niệm trước đây cho rằng 100% cácbon Conradson chuyển hoá thành cốc là không đúng. Chỉ có 50% cácbon Conradson chuyển hoá thành cốc, trong khi phần còn lại chuyển hoá thành các sản phẩm khí. Khi hàm lượng cácbon Conradson tăng, nhiệt độ lò tái sinh thứ hai có xu hướng tăng lên. Việc điều chỉnh một vài thông số vận hành nhất định như nhiệt độ nguyên liệu, áp suất lò phản ứng, lưu lượng hơi nguyên tử hoá, lưu lượng hơi stripping, có thể bù lại vấn đề này đến một mức độ nhất định.

Chú ý:

1. Không cho slop vào trong nguyên liệu. Các chất phụ gia như đồng, mangan, natri, kali, các hợp chất clorít hữu cơ, và chì từ xăng...sẽ làm tăng sản lượng khí và có thể phá huỷ xúc tác. Nitơ cũng sẽ trung hoà các tâm axít của xúc tác và làm giảm độ chuyển hoá.

2. Quá trình tuần hoàn dòng dầu rửa slurry vào các đầu phun nguyên liệu không được khuyến khích. Dòng slurry hồi lưu có xu hướng làm tăng cả sản lượng cốc và khí khô và có thể gây nên quá trình mài mòn vượt quá mức cho phép của các đầu phun nguyên liệu.

7.3.12 Nhiệt độ nguyên liệuNhiệt độ nguyên liệu phải được điều chỉnh:

Để đảm bảo độ nhớt thích hợp của nguyên liệu (tối đa khoảng 10 đến 15 cSt tại đầu vào của đầu phun) nhằm làm cho quá trình nguyên tử hoá nguyên liệu được tốt hơn.

Đảm bảo nhiệt độ tối thiểu nhằm tránh quá trình ngưng tụ hơi nước trong các đầu phun nguyên liệu.

Nhiệt độ nguyên liệu phải được tối ưu hoá theo cân bằng nhiệt. Nhiệt độ nguyên liệu ảnh hưởng rất lớn đến sản lượng cốc và nhiệt độ tầng tái sinh thứ hai (xem phần tiếp theo liên quan đến sản lượng cốc).

Chú ý rằng nhiệt độ nguyên liệu tăng sẽ gây nên:

Giảm sản lượng cốc, Tăng nhiệt độ tầng tái sinh thứ hai.

clxiv

7.3.13 Sản lượng cốc / delta cốc / tỉ lệ xúc tác/dầuTỉ lệ xúc tác/dầu được định nghĩa bằng lưu lượng xúc tác chia cho lưu lượng nguyên liệu.

Delta cốc được định nghĩa bằng hiệu giữa phần trăm cốc trên xúc tác đã sử dụng và phần trăm cốc trên xúc tác tái sinh.

Sản lượng cốc tương ứng với phần trăm nguyên liệu chuyển thành cốc.

Ba thông số này tương quan nhau bằng các phương trình sau:

Coke yield = C/O x ΔCoke

T reg 2 = T reactor + coeff x ΔCoke

Các mối tương quan này phản ánh cân bằng nhiệt giữa cụm phản ứng và cụm tái sinh.

Ba thông số công nghệ này sẽ tự động đạt được những điều kiện mà ở đó cân bằng nhiệt được thoả mãn. Đối với nguyên liệu với một chất lượng nhất định và loại xúc tác đã cho, sản lượng cốc chỉ phụ thuộc vào nhiệt độ đầu ra ống phản ứng và nhiệt độ nguyên liệu.

Phân xưởng sẽ được tối ưu hoá nhằm đạt được tỉ lệ C/O cao nhất và delta cốc thấp nhất vì những lý do sau:

C/O cao sẽ làm cho: tăng lượng tâm hoạt tính cho phản ứng, tiếp xúc giữa xúc tác và nguyên liệu tốt hơn, hiệu suất truyền nhiệt cao hơn.

Điều này dẫn đến độ chuyển hoá cao hơn, tức là tổng sản lượng lỏng, LPG, xăng tăng lên và sản lượng slurry giảm.

Delta cốc thấp sẽ làm cho: nhiệt độ tái sinh thấp hơn.

C/O được tăng lên bằng cách: tăng nhiệt độ ống phản ứng, giảm nhiệt độ nguyên liệu.

Tuy nhiên, quá trình điều chỉnh nhiệt độ nguyên liệu và nhiệt độ ống phản ứng bị giới hạn bởi:

nhiệt độ nguyên liệu không thể thấp hơn một giá trị giới hạn để duy trì độ nhớt của nguyên liệu ở mức cho phép nhằm làm cho quá trình nguyên tử hoá được tốt hơn và để duy trì một nhiệt độ tối thiểu cho quá trình hoá hơi nguyên liệu,

nhiệt đố ống phản ứng được cố định bằng mốt vận hành (cực đại xăng hoặc cực đại distillate).

Quan niệm MTC cho phép tách rời cân bằng nhiệt giữa cụm phản ứng và cụm tái sinh, bổ sung độ linh hoạt phụ cho quá trình vận hành phân xưởng.

clxv

Nếu mốt vận hành yêu cầu giảm nhiệt độ đầu ra của ống phản ứng, quá trình bơm một dòng lưu chất lạnh, có tác dụng như dòng làm nguội, giúp duy trì nhiệt độ vùng trộn nguyên liệu ở một giá trị cao theo mong muốn cho quá trình hoá hơi và truyền nhiệt.

7.3.14 Quá trình tuần hoàn xúc tác/cân bằng ápQuá trình tuần hoàn xúc tác được thực hiện nhờ độ cao khác nhau của các bình chứa và chênh áp được tao ra bởi các tỉ trọng khác nhau của xúc tác.

Xúc tác giả sôi rất giống với các dòng chất lỏng thông thường.

Quá trình tuần hoàn xúc tác trơn tru đòi hỏi quá trình điều khiển chính xác cân bằng áp trong phân xưởng thông qua việc điều khiển áp suất trong các bình chứa và điều khiển tỉ trọng xúc tác ở các tầng đặc và trong các ống dẫn xúc tác.

Áp suất trong lò phản ứng được điều khiển bằng bình hồi lưu của tháp chưng chất chính. Áp suất lò phản ứng cao hơn áp suất bình hồi lưu một lượng bằng độ tổn thất áp suất qua tháp chưng cất chính, thiết bị ngưng tụ và đường ống giữa đỉnh lò phản ứng và bình hồi lưu. Áp suất lò phản ứng được duy trì càng thấp càng tốt trong giới hạn của máy nén khí ẩm.

Áp suất tầng tái sinh thứ nhất được điều khiển bằng van trượt hai đĩa nằm trước một variable orifice và một thiết bị điều khiển chênh áp duy trì độ chênh áp không đổi (khoảng 0.7 kg/cm2) giữa tầng tái sinh thứ nhất và thứ hai. Chênh áp giữa hai tầng tái sinh phải được duy trì không đổi nhằm đảm bảo cho quá trình làm việc của ống nâng xúc tác bằng không khí được trơn tru.

Các van trượt khói thải phải được vận hành với độ chênh áp 0.3 đến 0.7 kg/cm2 nhằm đảm bảo quá trình điều khiển được tốt và giảm thiểu mài mòn đĩa. Các van này được thiết kế để không bao giờ đóng hoàn toàn nhờ thiết bị giới hạn cơ khí hoặc một khe cắt trên các đĩa. Việc đóng hoàn toàn của các van này có thể gây nên hiện tượng quá áp của hệ thống phản ứng / stripper / tái sinh.

Áp suất tầng tái sinh thứ nhất được điều khiển sao cho chênh áp qua van trượt xúc tác đã sử dụng và van trượt xúc tác tái sinh được cân bằng một cách thoả mãn, tức là đạt được chênh áp giống nhau qua hai van trượt. Chênh áp tối thiểu qua các van trượt đảm bảo quá trình điều khiển ổn định vào khoảng 0.30 kg/cm2. Chênh áp tối đa được giới hạn ở mức 0.7 kg/cm2 nhằm tránh các vấn đề mài mòn.

Để quá trình tuần hoàn xúc tác được ổn định việc duy trì chênh áp ổn định giữa các bình chứa là rất quan trọng. Cần chú ý rằng, mức trong stripper và tầng tái sinh thứ nhất được duy trì ổn định. Tầng tái sinh thứ hai cho phép dao động giữa mức tối thiểu và tối đa của nó.

clxvi

Quá trình tuần hoàn xúc tác được điều khiển bằng độ mở của van trượt xúc tác tái sinh. Tốc độ tuần hoàn không thể được đo trực tiếp; tốc độ tuần hoàn phải được tính toán từ cân bằng nhiệt hoặc được ước tính từ độ mở và chênh áp qua các van trượt xúc tác tái sinh và xúc tác đã sử dụng.

7.4 Điều chỉnh các điều kiện vận hànhTheo dõi và tối ưu hoá quá trình làm việc của phân xưởng RFCC có thể góp phần đáng kể vào lợi nhuận chung của nhà máy. Công việc này đòi hỏi quá trình thu thập dữ liệu cẩn thận và các quy trình xác thực nhằm đảm bảo quá trình đánh giá được thực hiện đúng đắn và các kết luận chính xác về ảnh hưởng của xúc tác được đưa ra. Dữ liệu thích hợp cho công việc này bao gồm các điều kiện vận hành của phân xưởng, tính chất nguyên liệu, sản lượng và chất lượng sản phẩm cũng như các kết quả phân tích xúc tác cân bằng.

Quá trình theo dõi cụm phân xưởng bao gồm quá trình thu thập dữ liệu, quá trình xác nhận và giải thích. Số lượng các phép đo hiện hữu sẽ xác định mức độ đánh giá. Dữ liệu cần thiết có thể được phân nhóm như sau:

Tính chất nguyên liệu (tỉ trọng, lưu huỳnh, kim loại...), Các số liệu cân bằng khối (lưu lượng sản phẩm, tỉ trọng), Tính chất các sản phẩm chính (chưng cất, chỉ số octane, lưu huỳnh, độ nhớt), Các số liệu cân bằng nhiệt (nhiệt độ, thành phần khói thải, lưu lượng không khí), Các số liệu cân bằng áp (áp suất các bình chứa, delta P qua các van, quá trình vận

hành ống dẫn xúc tác, mức xúc tác), Các kết quả phân tích xúc tác cân bằng (hoạt tính, diện tích bề mặt, kim loại...).

Trong hầu hết các trường hợp, các số liệu về cân bằng nhiệt và cân bằng khối có được liên tục từ máy tính. Quá trình phân tích nguyên liệu và sản phẩm được thực hiện theo chu kỳ. Quá trình phân tích xúc tác cân bằng được thực hiện mỗi tuần một lần. Quá trình theo dõi cẩn thận các thông số vận hành phải được thực hiện liên tục.

Để giảm thiểu các quá trình phân tích, kỹ sư công nghệ của nhà máy phải xác định tốt các tính chất của các sản phẩm chính. Ngoài ra, các quá trình phân tích chính được thực hiện trên các mẫu được lấy cùng thời điểm cũng rất quan trọng.

Tất cả các công việc này cho phép theo dõi quá trình làm việc của phân xưởng RFCC được đúng đắn.

Những thay đổi về tính chất nguyên liệu, mốt vận hành (cực đại distillate / cực đại xăng...) và hoạt tính xúc tác (hàm lượng kim loại, xúc tác mới) đòi hỏi quá trình điều chỉnh các thông số vận hành. Xem phần trên về quá trình theo dõi chi tiết các thông số vận hành.

clxvii

7.4.1 Tính chất nguyên liệuNguyên liệu phải được phân tích hằng ngày. Hàm lượng kim loại phải được kiểm tra một cách cẩn thận, đặc biệt là hàm lượng natri phải được giới hạn dưới 2 ppm khối lượng nhằm tránh quá trình ngộ độc và làm giảm hoạt tính xúc tác. Quá trình làm việc sai của các thiết bị khử muối dầu thô hoặc xử lý các dòng nguyên liệu nhập khẩu nhiễm nước biển là những nguyên nhân thường gặp của hàm lượng natri cao trong hầu hết các trường hợp.

Niken trong nguyên liệu bị thụ động hoá một phần bằng quá trình bơm chất thụ động hoá (dung dịch Sb hoặc Bi) chỉ trong trường hợp xử lý dầu hỗn hợp. Hiệu quả của quá trình thụ động hoá có thể kiểm tra bằng việc đo tỉ lệ H2/C1 trong khí khô. Tỉ lệ này không được vượt quá 1.0. Nếu tỉ lệ này không được thoả mãn, lượng chất thụ động hoá phải được tăng lên tương ứng.

Hàm lượng kim loại vào khoảng 10000 ppm (hàm lượng tổng) là có thể chấp nhận đối với xúc tác cân bằng. Tuy nhiên việc tăng đột ngột hàm lượng kim loại trong nguyên liệu, đặc biệt là việc thay đổi đột ngột hàm lượng vanađi, phải được tránh.

7.4.2 Cân bằng khốiĐể theo dõi sản lượng sản phẩm, việc tính toán sản lượng các phân đoạn có điểm cắt không đổi là rất hữu ích (thường 221oC TBP cho điểm sôi cuối của xăng và 360oC TBP cho điểm sôi cuối của LCO).

Đường cong chưng cất TBP của sản phẩm phản ứng phải được xây dựng dựa trên quá trình chưng cất ASTM và sản lượng của từng sản phẩm. Kết quả đo lưu lượng sản phẩm phải được điều chỉnh để đạt được các mẫu sản lượng hợp lý. Lưu lượng tất cả các sản phẩm phải được đo tại các đầu ra của cụm chưng cất/cụm thu hồi khí ngoại trừ sản lượng cốc. Đối với quá trình tính toán sản lượng cốc, xem chương tiếp theo, cân bằng nhiệt.

7.4.3 Tính chất sản phẩmCác tính chất sản phẩm phải được kiểm tra một cách đều đặn và các thông số vận hành sẽ được điều chỉnh để đáp ứng được các tính chất mong muốn: mốt vận hành, điểm cắt,...

Một vài tính chất đặc thù phải được theo dõi một cách cẩn thận, như hàm lượng hạt xúc tác trong slurry, để kiểm tra xem các xyclon lò phản ứng có vấn đề không, hoặc độ nhớt của slurry để tối ưu hoá quá trình điều khiển ở đáy tháp chưng cất chính.

7.4.4 Cân bằng nhiệtTrong một phân xưởng thương mại, sản lượng cốc luôn luôn được điều chỉnh sao cho năng lượng toả ra từ quá trình đốt cốc duy trì phân xưởng ở trạng thái cân bằng nhiệt. Năng lượng này được sử dụng trong lò tái sinh để:

Gia nhiệt xúc tác đã sử dụng từ đầu ra của stripper đến nhiệt độ lò tái sinh,

clxviii

Gia nhiệt không khí từ đầu xả của quạt gió đến nhiệt độ khói thải, Bù lại lượng nhiệt thất thoát trong lò tái sinh.

Nhiệt được truyền thông qua xúc tác tái sinh cung cấp năng lượng cho:

Quá trình hoá hơi nguyên liệu, bao gồm cả các dòng tuần hoàn, Gia nhiệt cho hơi ổn định/hơi phân tán, Nhiệt phản ứng, Bù lại lượng nhiệt thất thoát trong lò phản ứng.

Cân bằng khối của lò tái sinh đưa ra sản lượng cốc trong khi đó cân bằng nhiệt được sử dụng để tính toán quá trình tuần hoàn xúc tác. Độ chính xác của quá trình tính toán phụ thuộc chủ yếu vào độ chính xác của các quá trình phân tích khói thải.

A) Sản lượng cốc

Có thể ước tính lượng cốc đốt trong mỗi lò tái sinh nếu biết được lượng không khí vào các lò tái sinh và kết quả phân tích khói thải (CO, CO2, O2).

“A” là lưu lượng khí ẩm vào lò tái sinh được biểu diễn bằng kg/h.

CO, CO2, O2 là % mole trong mẫu khói thải mà tất cả nước từ quá trình đốt cháy là từ độ ẩm không khí được cho là ngưng tụ (mẫu khô).

Như vậy, có thể cho rằng nồng độ nitơ N2 bằng % mole trong mẫu khói thải khô là:

N2 = 100 - (CO + CO2 + O2 + H2 + CH4 + C2H6)

Không khí vào các lò tái sinh chứa:

kmole nitơ

Số mole nitơ qua lò tái sinh không thay đổi, và nếu “NFG” là số mole khói thải khô không chứa nước, có thể viết như sau:

Vì vậy:

Số mole cácbon cháy thành khói thải bằng số mole CO + CO2. Tức là:

Khối lượng cácbon được đốt cháy là:

clxix

Khối lượng cácbon “CB” cháy trong cốc là:

Khối lượng cácbon strip “CS” là:

Số mole ôxy trong không khí vào các lò tái sinh được tính toán từ H2O, O2, CO và CO2

trong khói thải.

Số mole ôxy trong không khí là:

Số mole ôxy trong khói thải được tính từ CO, CO2 và O2 là:

Vì vậy, số mole “O” ôxy trong khói thải ở dạng H2O là:

Hoặc:

Khối lượng nước được tạo thành từ hyđrô trong cốc là:

Vì vậy, khối lượng hyđrô được đốt cháy trong cốc “HB” là:

Hoặc

clxx

Khối lượng hyđrô strip “HS” là:

Khối lượng cốc strip là:

Stripped cốc = “CS” + “HS”

Khối lượng cốc được đốt cháy là:

Cốc cháy = “CB” + “HB”

Tổng lượng cốc là:

Tổng cốc = “CS” + “HS” + “CB” + “HB”

B) Tốc độ tuần hoàn xúc tác

Tốc độ tuần hoàn xúc tác có thể được ước tính bằng hai phương pháp khác nhau:

Bằng cân bằng nhiệt của các lò tái sinh. Bằng quá trình tính toán tốc độ tuần hoàn xúc tác qua các van trượt.

a) Tốc độ tuần hoàn xúc tác từ cân bằng nhiệt

Tương tự như phần tính toán trước về sản lượng cốc, các công thức sau được áp dụng cho cả tầng tái sinh thứ nhất và thứ hai. Mục đích ở đây là để đạt được quá trình tính toán tốc độ tuần hoàn xúc tác đơn giản nhưng đáng tin cậy. Với mục đích này, các phép tính xấp xỉ sau đây được chấp nhận:

Lưu huỳnh trong cốc không được tính, Nhiệt dung riêng giữ không đổi, tương ứng với một nhiệt độ trung bình.

Công thức tổng quát đạt được từ cân bằng nhiệt quanh lò tái sinh:

với CCR = tốc độ tuần hoàn xúc tác (kg/h)

CpCAT = nhiệt dung riêng của xúc tác = 0.2862 (kcal/kg/oC)

Tout = nhiệt độ tầng đặc của lò tái sinh (oC)

Tin = nhiệt độ của xúc tác khi vào lò tái sinh (oC)

Hair = enthalpy khí ẩm (kcal/h)

Hcombustion = enthalpy đốt cháy cốc (kcal/h)

clxxi

Hflue gas = enthalpy khói thải (kcal/h)

Losses = thất thoát nhiệt (kcal/h)

Hcoke = enthalpy của cốc được đốt trong lò tái sinh (kcal/h)

Hdesorption = enthalpy nhả hấp phụ của cốc (kcal/h)

Tính toán enthalpy của khí ẩm:

với Hair = enthalpy khí ẩm (kcal/h)

Qair = lưu lượng không khí (kg/h)

m = hàm lượng nước trong không khí (tỉ lệ khối lượng)

CpN2 = nhiệt dung riêng của nitơ = 0.249 kcal/kg/oC

WN2 = hàm lượng nitơ trong không khí = 0.768 tỉ lệ khối lượng.

CpO2 = nhiệt dung riêng của ôxy = 0.223 kcal/kg/oC

WO2 = hàm lượng ôxy trong không khí = 0.232 tỉ lệ khối lượng.

CpW = nhiệt dung riêng của nước = 0.453 kcal/kg/oC

Tair = nhiệt độ không khí (oC)

To = nhiệt độ tham khảo = 0oC (oC)

Tính toán enthalpy của cốc:

với Qcoke1 = “CS” + “HS” + “CB” + “HB” (kg/h)

Tstripper = nhiệt độ trung bình của stripper (oC)

Tính toán enthalpy quá trình đốt cốc:

Hcombustion = Qcoke2 x AA + BB

với Hcombustion = enthalpy của quá trình đốt cốc (kcal/h)

Qcoke2 = “CB” + “HB” (kg/h)

C = tỉ lệ khối lượng của cácbon trên cốc (kg/kg)

FCO = hàm lượng CO trong khói thải khô (tỉ lệ mole; mole/mole)

FCO2 = hàm lượng CO2 trong khói thải khô (tỉ lệ mole; mole/mole)

clxxii

FH = tỉ lệ khối lượng của hyđrô trong cốc (kg/kg)

Tính toán nhiệt nhả hấp phụ của cốc:

Hdesorption = 354 x Qcoke3 x C

với Hdesorption = nhiệt nhả hấp phụ của cốc (kcal/h)

Qcoke3 = “CS” + “HS” (kg/h)

C = tỉ lệ khối lượng của cácbon trên cốc (kg/kg)

Thất thoát (bao gồm cả thay đổi enthalpy do quá trình thổi bằng không khí):

Giá trị mật định là 1.5x106 kcal/h

Tính toán enthalpy của khói thải:

Hflue gas = Qflue gas x[A+(Bx(C+D+E+F+G+H+I))]x(TFLUEGAS - TO)

với A = y x CpW1

C = 28 x CO x CpCO

D = 44 x CO2 x CpCO2

E = 32 x O2 x CpO2

F = 2 x H2 x CpH2

G = 16 x CH4 x CpCH4

H = 30 x C2H6 x CpC2H6

I = 28 x N2 x CpN2

Hflue gas = enthalpy khói thải (kcal/h)

Qflue gas = tổng lưu lượng khói thải ẩm (kg/h)

y = hàm lượng nước trong khói thải, tỉ lệ khối lượng nước/không khí (kg/kg)

FCO = tỉ lệ mole hàm lượng CO trong khói thải khô (mole/mole)

FCO2 = tỉ lệ mole hàm lượng CO2 trong khói thải khô (mole/mole)

FO2 = tỉ lệ mole hàm lượng O2 trong khói thải khô (mole/mole)

FN2 = tỉ lệ mole hàm lượng N2 trong khói thải khô (mole/mole)

CpCO2 = nhiệt dung riêng của CO2 = 0.261 kcal/kg/°C

CpO2 = nhiệt dung riêng của O2 = 0.223 kcal/kg/°C

CpCO = nhiệt dung riêng của CO = 0.262 kcal/kg/°C

CpN2 = nhiệt dung riêng của N2 = 0.249 kcal/kg/°C

clxxiii

Tflue gas = nhiệt độ lò tái sinh (°C)

MW = khối lượng phân tử của khói thải khô

= (28xFCO) + (44xFCO2) + (32xFO2) + (28xFN2) + (2xFH2) + (16xFCH4) + (30xFC2H6)

FH2 = tỉ lệ mole hàm lượng H2 (mole/mole)

FCH4 = tỉ lệ mole hàm lượng CH4 (mole/mole)

FC2H6 = tỉ lệ mole hàm lượng C2H6 (mole/mole)

FCpH2 = nhiệt dung riêng của H2 = 3.483 kcal/kg/°C

FCpCH4 = nhiệt dung riêng của CH4 = 0.788 kcal/kg/°C

FCpC2H6 = nhiệt dung riêng của C2H6 = 0.703 kcal/kg/°C

FCpW1 = nhiệt dung riêng của nước = 0.491 kcal/kg/°C

b) Tốc độ tuần hoàn xúc tác từ độ mở các van trượt

Quá trình tuần hoàn xúc thông qua van trượt xúc tác có thể được ước tính như sau:

với CCR = tốc độ tuần hoàn xúc tác (t/min)

∆P = chênh áp qua van trượt (kg/cm2)

ρcata = tỉ trọng xúc tác (kg/m3)

OPEN = phần trăm diện tích mở nếu tỉ lệ. Thường nhà sản xuất van cung cấp tương quan giữa diện tích mở và phần trăm độ mở van.

A = diện tích van ở 100% độ mở (cm2)

G = gia tốc trọng trường (cm/s2)

K = hệ số van, thường là 0.85, được xác nhận trong quá trình vận hành phân xưởng.

c) Delta cốc

Delta cốc bằng hiệu giữa lượng cốc bám trên xúc tác đã sử dụng và lượng cốc còn lại trên xúc tác tái sinh. Giá trị này có thể được xác định bằng việc phân tích mẫu xúc tác hoặc có thể được ước tính một cách gần đúng bằng mối tương quan sau:

với ∆coke = delta cốc (% khối lượng)

Tbed regen2 = nhiệt độ trung bình tầng đặc lò tái sinh thứ hai (oC)

ROT = nhiệt độ đầu ra của ống phản ứng (oC)

clxxiv

d) Cần bằng nhiệt tổng quát

Cân bằng nhiệt tổng quát có thể được biểu diễn bằng phương trình sau:

ηcoke = C/O x Δcoke

với ηcoke = sản lượng cốc (% khối lượng)

C/O = tỉ lệ xúc tác/dầu (tỉ lệ khối lượng)

Δcoke = delta cốc (% khối lượng)

7.4.5 Cân bằng áp suất Một cân bằng áp suất thích hợp sẽ đảm bảo tuần hoàn xúc tác một cách trơn tru trong phân xưởng. Các thông số quyết định là độ giảm áp suất qua slide valves. Một cân bằng áp suất tốt sẽ dẫn đến độ giảm áp bằng nhau thông qua regenerated catalyst slide valve và spent catalyst slide valve (khoảng 0.5 kg/cm2).

Độ giảm áp suất qua các van này không nên thấp hơn 0.3 kg/cm2 để giữ một giới hạn đủ lớn để tránh dòng chảy ngược và không nên vượt quá 0.7 kg/cm2 để tránh sự ăn mòn quá mức trong các van.

Cân bằng áp suất được xuất phất từ cân bằng giữa áp suất bị mất do nâng xúc tác (trong air lift và riser) và áp suất nhận được từ trong các lớp xúc tác đậm đặc và trong standpipes. Sự theo dõi cân bằng áp suất đòi hỏi phải kiểm tra mức xúc tác trong các vessel và kiểm tra hoạt động của regenerated / spent catalyst standpipes.

A) Mức xúc tác

Trong khi thiết kế, mức xúc tác bình thường đã được xác định. Bằng mọi khả năng các giá trị này phải được giữ không đổi và trong bất kỳ chế độ hoạt động nào nó cũng phải trong giới hạn vận hành (minimum level-maximum level). Các mức này không nên quá cao để tránh xúc tác bị cuốn theo quá nhiều tới các xyclon và cũng không nên quá thấp để duy trì một thời gian lưu tối thiểu của xúc tác trong vessel cho stripping và tái sinh hiệu quả.

Không có biện pháp đo mức xúc tác một cách trực tiếp. Mức xúc tác được đo thông qua các cảm biến chênh áp được đặt trong lớp xúc tác đậm đặc.

Cảm biến chênh áp thứ nhất đo sự chênh áp giữa dense phase và dilute phase. Chiều cao của xúc tác phía trên lower pressure tap sẽ là :

clxxv

Cảm biến chênh áp thứ hai sẽ đo tỉ trọng xúc tác trong lớp xúc tác đậm đặc. Nó đo độ giảm áp suất trong lớp xúc tác này đối với một khoảng cách đã cho và đã biết trước giữa hai đầu đo áp suất của phần tử cảm biến (khoảng cách điển hình là 1,5 m)

Cuối cùng mức xúc tác có thể được ước tính bởi công thức

clxxvi

Độ chính xác của phép đo này phụ thuộc vào độ chính xác của việc đo tỉ trọng xúc tác. Yếu tố quyết định là sự bao phủ của xúc tác lên hai đầu đo áp của cảm biến chênh áp được sử dụng để đo tỉ trọng. Điều này có nghĩa là trong suốt quá trình nạp xúc tác, khi mức xúc tác chưa đạt tới đầu đo tỉ trọng bên trên, thì tỉ trọng đo được sẽ không chính xác. Tỉ trọng thiết kế được khuyến cáo sử dụng trong suốt thời kỳ nạp xúc tác.

Trong trường hợp đo tỉ trọng không thành, tỉ trọng thiết kế có thể được sử dụng để ước tính mức xúc tác.

Tỉ trọng thực cũng có thể được xác định bằng fluidization curve. Nó thể hiện mối quan hệ giữa tỉ trọng và vận tốc tạo trạng thái sôi trên bề mặt lớp xúc tác trong vessel.

B) Catalyst standpipes

Sự phục hồi áp suất đáng kể xảy ra trong standpipes. Việc kiểm tra hoạt động của standpipes là rất quan trọng, đặc biệt là regenerated catalyst standpipe

Việc theo dõi regenerated catalyst standpipe nên được làm theo cách là điều chỉnh quá trình sục khí để giữ cho tỉ trọng xúc tác không đổi dọc theo standpipe. Mục đích của việc xúc khí là để bù lại thể tích khí đã bị nén do việc tăng áp dọc theo standpipe và do đó giữ cho tỉ trọng xúc tác không đổi. Cách dễ dàng để điều khiển hoạt động của standpipe là kiểm tra profile áp suất. Nó phải là một đường thẳng liên tục cho thấy sự tăng lên của áp suất.

clxxvii

Lưu lượng khí sục vào phải được điều chỉnh để nhận được một profile trơn tru nhất. Lưu lượng khí sục vào tỉ lệ thuận với lưu lượng tuần hoàn xúc tác.

7.5 Catalyst management

7.5.1 Phân tích xúc tác.Việc phân tích xúc tác cân bằng được thực hiện thường xuyên để theo dõi hoạt động của xúc tác khi vận hành thương mại và để tối ưu hiệu suất và chất lượng sản phẩm.

A) Hoạt tính và độ chọn lọc : Micro Activity Test (MAT) là phép thử đã được triển khai và tiêu chuẩn hóa để xác định hoạt tính của xúc tác cân bằng. Trong phép thử này một mẫu xúc tác được cho tiếp xúc với gas oil trong một thiết bị phản ứng lớp xúc tác cố định. Việc phân tích sắc ký khí đối với các sản phẩm khí và lỏng được sử dụng để xác định cấu trúc sản lượng.

MAT conversion (wt %)

Độ chuyển hóa MAT hay hoạt tính xúc tác được tính toán từ cân bằng khối lượng :

% conversion = 100 - LCO - Slurry = gas + LPG + gasoline + coke

Hoạt tính xúc tác cân bằng được đo tại điều kiện tiêu chuẩn (tỉ lệ xúc tác/dầu, thời gian tiếp xúc, nhiệt độ thiết bị phản ứng, v.v... là không đổi ). Nó liên quan đến thành tích của thiết bị khi vận hành thương mại và nó cho phép những người làm lọc dầu phân biệt ảnh hưởng của hoạt tính xúc tác và ảnh hưởng của các thông số công nghệ hoặc chất lượng nguyên liệu.

clxxviii

Nói chung hoạt tính xúc tác cao hơn sẽ dẫn đến :

Độ chuyển hóa được nâng cao.

Nhiệt độ tái sinh cao hơn.

Tỉ lệ xúc tác/dầu thấp hơn.

Nên nghiên cứu chi tiết về hoạt động của phân xưởng để tìm ra độ hoạt tính xúc tác tối ưu.

Hydrogen factor (HF)

Hệ số hydro là một số tương đối và tỉ lệ với hiệu suất hydro. Hệ số hydro riêng được định nghĩa như sau :

spec. H2 = H2 yield x (100 - conversion) / conversion

Hệ số hydro phụ thuộc vào chất lượng xúc tác và bị ảnh hưởng bởi niken lắng đọng lên xúc tác cân bằng. Duy nhất việc theo dõi sự xu hướng thay đổi của hệ số hydro là quan trong đối với hoạt tính xúc tác và hệ số này có tương quan với tỉ lệ H2/CH4 trong phân xưởng.

Coke factor (CF)

Hệ số cốc (CF) là một số tương đối, tỉ lệ với specific coke- được định nghĩa như là :

spec. coke = coke yield x (100 - conversion) / conversion

Giống như hệ số hydro, hệ số cốc bị ảnh hưởng bởi kim loại lắng đọng lên xúc tác cân bằng.

Duy nhất chỉ có xu hướng của hệ số cốc là quan trọng. Nó chỉ ra sự phân bố của chất lượng xúc tác cân bằng đối với delta coke trong phân xưởng hoạt động thương mại. Tuy nhiên delta coke phụ thuộc phần lớn lên chất lượng nguyên liệu và hoạt tính xúc tác.

B) Sự phân tích kim loại.Thông thường phép đo phổ huỳnh quanh sử dụng tia X được áp dụng để xác định hàm lượng kim loại của xúc tác.

Hàm lượng kim loại trên xúc tác cân bằng bao gồm các kim loại nặng lấy từ nguyên liệu.

Alumina (Al2O3, wt %)

Alumina có mặt trong một vài cấu tử của xúc tác chẳng hạn như là zeolit, đất sét và các tâm hoạt tính. Tổng hàm lượng alumina là kết quả gom góp từ các cấu tử này. Hàm lượng alumina của xúc tác cân bằng thường có thể được sử dụng để tính toán độ trao đổi khi chuyển sang sử dụng xúc tác với các thành phần khác nhau.

Đất hiếm (RE2O3, wt %)

Hàm lượng đất hiếm của zeolit chỉ ra hoạt tính cho phản ứng chuyển hydro. Hàm lượng đất hiếm càng cao dẫn đến càng nhiều phản ứng chuyển hydro và cuối cùng là giảm tính

clxxix

olefinic của sản phẩm và chi số RON của xăng. Các phản ứng cracking bị chặn lại bởi phản ứng chuyển hydro, do đó làm giảm việc cracking quá mức gasoline thành LPG. Hàm lượng đất hiếm phụ thuộc cả lên loại zeolit và hàm lượng zeolit của xúc tác. Hệ thống riêng (cho mỗi m2/g diện tích bề mặt) tăng cùng với sự tăng hàm lượng đất hiếm.

Natri(Na, wt %)

Một lượng nhỏ natri (0.1 - 0.4 wt %) có mặt trong xúc tác. Natri cũng có thể được đưa vào theo nguyên liệu. Khi hàm lượng natri trên xúc tác cao, bắt buộc phải kiểm tra chất lượng nguyên liệu. Hàm lượng natri trong nguyên liệu được giới hạn tối đa 2 wt ppm

Vanadi (V, ppm)

Vanadi được đưa vào cùng với nguyên liệu và lắng đọng lên xúc tác cân bằng. Dưới các điều kiện của tháp tái sinh, vanadi xâm nhập và có thể đi vào xúc tác mới và phá hủy zeolit. Kết quả là hoạt tính xúc tác và độ chuyển hóa bị ảnh hưởng. Đối với xúc tác truyền thống thì có một quy tắc ngón tay cái là cứ 1000 ppm vanadi thì xúc tác bị mất hoạt tính đi 2 điểm ở các điều kiện vận hành và tiêu thụ xúc tác không đổi. Như đối với natri, tốc độ khử hoạt tính phụ thuộc mạnh lên nhiệt độ cao nhất và áp suất hơi của nước trong thiết bị tái sinh.

Niken (Ni, ppm)

Giống như vanadi, niken được đưa vào cùng với nguyên liệu và lắng đọng lên xúc tác cân bằng. Niken không linh động dưới các điều kiện bình thường trong tháp tái sinh và hoạt động như là một xúc tác cho phản ứng dehydro. Nó tăng cường các phản ứng cracking không chọn lọc và đặc biệt nó tạo ra nhiều hydro và cốc hơn.

Antimon (Sb, ppm)

Antimon chỉ có mặt trên xúc tác cân bằng nếu như chất thụ động antimon được sử dụng để giảm hoạt tính của niken. Vanadi với lượng từ 30-50% của hàm lượng niken là đủ để giảm hiệu suất hydro tới mức chấp nhận được.

C) Cac bon trên xúc tác.Để theo dõi hiệu quả của thiết bị tái sinh, người ta đo hàm lượng cacbon còn lại trên xúc tác sau khi tái sinh.

Hàm lượng cac bon trên xúc tác chảy từ stripper sang thiết bị tái sinh cũng phải được đo để sử dụng cho phân tích trực tiếp lượng delta coke.

Cac bon được chuyển hóa thành cac bon dioxit. Ngoài việc đo cac bon trên xúc tác đã tái sinh ra, hàm lượng cac bon có thể được ước tính bởi việc so sánh màu của xúc tác cân bằng với màu mẫu được lấy từ cùng một phân xưởng.

Hàm lượng các bon cao không ảnh hưởng lên hoạt tính đã đo được nhưng nó dẫn đến việc mất hoạt tính hiệu quả của xúc tác chảy vào trong riser (mất từ 1-2 % wt MAT đối

clxxx

với mỗi 0.1% wt CRC). Kết quả là độ chuyển hóa và độ chất lượng có thể thay đổi.

Nâng cấp quá trình phân phối xúc tác sẽ làm giảm hàm lượng các bon. Hiệu quả của việc loại bỏ các bon cũng tạo ra lợi nhuận do tăng được nhiệt độ dense bed.

D) Các tính chất vật lýDiện tích bề mặt (SA, m2/g)

Nói chung xúc tác RFCC chứa các lỗ có kích thước nhỏ hơn 2 nm (bán kính khoảng 10 Ångstrom) (phần lớn này các lỗ là xuất phát từ cấu trúc zeolit), các lỗ trung gian có kích thước từ 2-60 nm (bán kính khoảng 10-300 Å) và các lỗ có kích thước rất lớn. Chúng cung cấp một diện tích (thường được biết đến với tên matrix surface area) cho phép sự xâm nhập của các phân tử nguyên liệu lớn đi vào trong các hạt xúc tác. Các lỗ kích thước lớn đóng góp một diện tích bề mặt không đáng kể.

Nói chung diện tích bề mặt là thước đo hoạt tính xúc tác và có ảnh hưởng mạnh lên hoạt động của phân xưởng RFCC. Tuy nhiên khi chuyển sang loại xúc tác khác, diện tích bề mặt xúc tác có thể thay đổi trong khi hoạt tính của xúc tác vẫn không đổi. Vì diện tích bề mặt cao cũng làm cho sự hấp phụ các hydrocacbon tăng nên đòi hỏi lưu lượng hơi nước cao hơn trong stripper để giữ cho delta coke và nhiệt độ tái sinh ở mức có thể chấp nhận.

Apparent Bulk Density (ABD, g/ml)

Tỉ trọng khối biểu kiến được xác định bằng cách đo kh ối lượng của một thể tích xúc tác đã biết, được thả tự do dưới trọng lượng của chính nó. Tỉ trọng khối biểu kiến quan trọng đối với sự tuần hoàn xúc tác và hiệu quả làm việc của xyclon. Nói chung tỉ trọng khối biểu kiến càng cao có nghĩa là tỉ trọng hạt xúc tác càng cao, từ đó làm tăng hiệu quả tách của xyclon. Ảnh hưởng của tỉ trọng khối lên sự tuần hoàn xúc tác phụ thuộc vào thiết kế và sự vận hành của phân xưởng cũng như vào phân bố kích thước hạt xúc tác.

Phân bố kích thước hạt xúc tác (PSD, wt %)

Phân bố kích thước hạt được xác định bằng các sử dụng ánh sáng laser. Nó quan trọng đối với hiệu quả của xyclon và các đặt tính của quá trình tuần hoàn xúc tác. Nếu sự mất xúc tác và kích thước hạt trung bình (APS) của xúc tác cân bằng đều tăng ở cùng thời điểm, hiệu quả tách của xylon sẽ giảm và có thể xyclon đã bị phá hỏng. Điều này có thể được xác nhận khi phân tích PSD của các hạt xúc tác mịn đi ra từ thiết bị tái sinh hoặc từ các xyclon của disengager. PSD sẽ cho thấy sự tăng lên của các hạt xúc tác với kích thước trên 40 micron. Xúc tác cân bằng càng thô ráp thì càng khó tuần hoàn.

Nếu sự mất xúc tác tăng trong khi kích thước trung bình của hạt xúc tác giảm, thì có thể là do :

Sử dụng xúc tác quá mềm (khả năng chống mài mòn kém).

clxxxi

Vận tốc hạt xúc tác trong thiết bị cao làm vỡ xúc tác. (mài mòn có nguồn gốc do thiết kế ban đầu).

Sự tăng bổ sung thêm xúc tác mới và/hoặc các hạt xúc tác mịn.

PSD của xúc tác cân bằng bị ảnh hưởng bởi hệ số mài mòn và hiệu quả tách của xyclon nhiều hơn bởi phân bố kích thước hạt xúc tác mới.

Phân tích xúc tác mới.

Phân tích này chỉ được thực hiện trên các mẫu xúc tác mới để xác định sự mất xúc tác do quá trình đốt cháy và do sự mài mòn.

Mất xúc tác do đốt cháy (LOI, w %)

Sự mất xúc tác được xác định bởi phương pháp đo sự mất khối lượng (chủ yếu là nước) trên quá trình đốt cháy ở 815°C trong một giờ. Phương pháp đo này được yêu cầu bởi vì xúc tác chỉ được mua bán trên cơ sở là xúc tác phải khô. Nói chung LOI không có ảnh hưởng lên sự hoạt động của xúc tác.

Chỉ số bào mòn (AI, w %)

Một mẫu xúc tác mới được đưa vào trạng thái sôi bởi các tia không khí có vận tốc cao. Trong quá trình này, sự hao mòn trên các hạt xúc tác sẽ xảy ra khi chúng bị thổi va đập vào nhau và đập lên tường với vận tốc cao. Các hạt mịn được tao ra được loại bỏ khu vực mài mờn và được cân lên. Chỉ số mài mòn càng thấp có nghĩa là là khả năng chống mài mòn càng cao. Với chỉ số mài mòn lên dưới 10% và trong điều kiện làm việc bình thường của phân xưởng thi sự mất xúc tác thấp có thể đạt được. Tuy nhiên trong một số trường hợp các giá trị cao hơn có thể chấp nhận phụ thuộc vào thành phần và sự già hóa của xúc tác trong thiết bị tái sinh.

7.5.2 Thay thế xúc tácTrong khi vận hành bình thường, để giữ hoạt tính xúc tác, xúc tác mới được bổ sung trên cơ sở bán liên tục. Để giữ cho tổng lượng xúc tác trong phân xưởng không đổi, xúc tác cân bằng được tự động rút khỏi phân xưởng. Việc bổ sung vào và rút xúc tác ra được thực hiện ở thiết bị tái sinh thứ nhất.

Ba hopper chứa xúc tác được lắp đặt trong phân xưởng : hopper chứa xúc tác đã qua sử dụng, hopper chứa xúc tác mới và hopper chứa xúc tác phụ. Hopper chứa xúc tác đã qua sử dụng được sử dụng cho việc nạp và tháo toàn bộ xúc tác của phân xưởng và cho việc tháo liên tục xúc tác cân bằng. Các hopper chứa xúc tác mới và hopper phụ được sử dụng cho việc bổ sung xúc tác mới.

7.5.3 Bổ sung xúc tác. Bổ sung liên tục xúc tác mới cho phân xưởng RFCC là cần thiết vì ít nhất ba lý do

Duy trì hoạt tính và độ chọn lọc tối ưu của xúc tác.

clxxxii

Giữ hàm lượng kim loại trên xúc tác ở mức chấp nhận được.

Bổ sung xúc tác cho việc tuần hoàn để bù lại xúc tác đã bị mất.

Tiêu chí đầu tiên cho việc bổ sung xúc tác mới là để duy trì được hoạt tính xúc tác. Các yếu tố sau có thể hướng dẫn cho việc thay thế xúc tác.

Hoạt tính xúc tác cân bằng (E-cat) tối ưu. Nó được xúc tác bởi chất lượng nguyên liệu, các giới hạn của phân xưởng, và những yêu cầu về chất lượng sản phẩm.

Khoảng nồng độ kim loại, chủ yếu là Ni, V và Na sẽ phải chịu đựng đối với xúc tác cân bằng, dựa trên cơ sở xúc tác bị nhiễm tạm thời hay vĩnh viễn.

Đáp ứng của xúc tác cân bằng đối với việc bổ sung xúc tác.

Mức độ hoạt tính của xúc tác mới tối ưu phải được xúc tác cho bất cứ việc vận hành cụ thể nào. Nói chung nguyên liệu càng sạch thì hoạt tính E-cat càng cao. Có thể vận dụng để tăng độ chuyển hóa. Khi nguyên liệu trở nên nặng hơn và nhiều tạp chất hơn, thì hoạt tính xúc tác trung tính hơn là tối ưu, chủ yếu là do những ràng buộc về cân bằng nhiệt lượng (tức là về lượng delta coke)

Về mặt nguyên lý, tồn tại ba công việc đối với xúc tác được thực hiện luân phiên nhau:

1. Bổ sung cho cân bằng : một số lượng xúc tác mới được bổ sung, bằng với lượng xúc tác đã mất. Hoạt tính và độ chọn lọc tối ưu thường không đạt được chỉ bằng việc bổ sung xúc tác.

2. Rút xúc tác : Lưu lượng bổ sung xúc tác mới bằng với tổng lưu lượng xúc tác đã mất và xúc tác đã được rút ra. Việc rút xúc tác làm giảm ngộ độc kim loại cho xúc tác hoặc để tăng cường hiệu quả của việc thay thế xúc tác.

3. Flushing xúc tác : bổ sung xúc tác E-cat hay xúc tác có hoạt tính thấp cho việc flush được áp dụng để tránh cho hoạt tính xúc tác cân bằng quá cao hoặc delta coke quá cao và để giảm tổng chi phí xúc tác, đặt biệt trong suốt quá trình vận hành mà sự mất xúc tác là cao hoặc khi hàm lượng kim loại cao.

Hai hopper được cung cấp cho việc bổ sung xúc tác. Nó cho phép bổ sung đồng thời hai loại xúc tác khác nhau. Nó cũng cho phép nạp cho một hopper từ xe tải sử dụng hệ thống ejector trong khi các hopper khác vẫn được nâng áp cho hoạt động bổ sung xúc tác bình thường.

Một cái nạp xúc tác được sử dụng để tự động bổ sung xúc tác mới với lưu lượng mong muốn. Nó có thể được điều chỉnh được kích thước mẻ và tần số bổ sung xúc tác.

Các thiết bị nạp xúc tác (feeder) được lắp trực tiếp ngay dưới các hopper chứa xúc tác. Số lượng xúc tác được đưa vào feeder được khống chế bởi một vật nặng và một van màng tại đầu vào của feeder. Khi có một khối lượng xúc tác mong muốn nằm trong cái nạp, van màng đóng lại. Một cái chuyển sau đó được kích hoạt. Nó sẽ mở không khí để tăng áp và tạo trạng thái sôi tới feeder. Khi áp suất trong feeder tăng lên

clxxxiii

khoảng 3.5 kg/cm2 g và một cái van màng khác lại mở mà nó sẽ nạp xúc tác vào trong thiết bị tái sinh thứ nhất.

Có thể bypass các feeder trong suốt quá trình vận hành để sửa chữa.

Đối với việc vận hành chi tiết, tham chiếu tới các hướng dẫn của nhà sản xuất thiết bị

7.5.4 Rút xúc tác Vì bổ sung xúc tác là cao hơn sự mất xúc tác từ phân xưởng, xúc tác phải được rút để giữ cho tổng xúc tác trong phân xưởng không đổi. Hoạt động này đạt được bởi một hệ thống rút xúc tác liên tục trên thiết bị tái sinh thứ nhất. Xúc tác nóng được rút bởi các van ON/OFF được chấp hành bởi thiết bị đếm thời gian, được làm nguội thông qua finned tube và được đưa tới hopper chứa xúc tác đã qua sử dụng ở một nhiệt độ dưới 400°C.

Số lượng xúc tác rút được điều khiển bởi một cái restriction orifice.

Đối với việc vận chuyển xúc tác và làm sạch đường ống, plant air được phun vào xúc tác ở phần đường ống phía sau restriction orifice bởi các van ON/OFF được chấp hành bởi thiết bị đếm thời gian.

Plant air được thiết lập để giới hạn vận tốc xúc tác trong được ống rút xúc tác (10 m/s) để hạn chế sự xói mòn.

Tổng lượng xúc tác rút hằng ngày được điều chỉnh bởi thiết bị đếm thời gian được cài đặt theo các yêu cầu vận hành để đạt cân bằng toàn bộ xúc tác.

clxxxiv

clxxxv

7.6 Vận hành trong phần tháp tách chính và thu hồi khí.

7.6.1 Phần tháp tách chínhPhần tháp tách chính tách hơi sản phẩm tử phần thiết bị phản ứng. Các sản phẩm từ phần này là clarified oil, LCO, heavy naphtha và overhead liquid distillate và wet gas streams.

Dòng heavy naphtha lean oil từ tháp tách chính T-1501 đi tới thiết bị hấp thụ thứ cấp T-1553 trong khu vực thu hồi khí và absorber rich oil được đưa trở lại tháp tách chính - fractionator.

Có hai dòng có thể quay vòng lại phần phản ứng. Đối với vận hành Maximum Distillate cho cả nguyên liệu Bach Ho và Mixed Crude, HCO được kết hợp với nguyên liệu đã gia nhiệt sơ bộ đi tới riser. Đối với vận hành Maximum Gasoline, chỉ trong trường hợp nguyên liệu là Mixed Crude dòng heavy naphtha (MTC) là được quay lại trực tiếp vào riser.

Tháp tách chính có phần lưới ở đáy. Ở đây hơi quá nhiệt được bị desuperheated và sản phẩm đáy được ngưng tụ. Phía trên lưới có một phần cấu trúc kiểu đệm để dầu có thể được rửa.

Phía trên phần này có ba phần cấu trúc kiểu đệm dùng để loại bỏ nhiệt (bằng cách pumparound) và ba phần chứa đĩa chưng tách.

Mỗi phần của tháp có một hệ thống tương đối độc lập để điều khiển quá trình tách và lưu lượng rút sản phẩm. Các lưu lượng rút sản phẩm là có quan hệ lẫn nhau; một sự thay đổi trong lưu lượng một sản phẩm phải được cân bằng bởi một sự thay đổi trong một hoặc nhiều hơn lưu lượng của các sản phẩm khác để duy trì cân bằng vật chất đối với tháp.

Các thông số cơ bản được sử dụng để thiết lập các điều kiện vận hành chính xác trong một phần của tháp là điểm sôi cuối và quá trình tách các sản phẩm. Điểm sôi cuối được điều chình bằng cách thay đổi lưu lượng rút sản phẩm. Quá trình tách giữa các sản phẩm được điều khiển bởi lưu lượng dòng hồi lưu trong tháp. Việc này được làm bằng cách điều chỉnh công suất bơm pumparoud. Hiệu quả tách sản phẩm được quyết định từ đường cong chưng cất ASTM đối với các sản phẩm gần kề nhau.

Tiêu chuẩn cơ bản được sử dụng trong việc thiết lập sự vận hành tháp tách liên quan với áp suất và profile nhiệt độ vận hành.

7.6.1.1 Điều khiển áp suấtÁp suất tháp tách chính PIC-456 được điều khiển ở bình hồi lưu đỉnh tháp D-1514 bằng điều khiển tốc độ của máy nén wet gas C-1551 trong phần thu hồi khí. Áp suất không phải là một biến công nghệ nhìn từ quan điểm vận hành và không được điều khiển để điều chỉnh các chỉ tiêu sản phẩm.

clxxxvi

Phân xưởng đã được thiết kế để vận hành ở áp suất 0.4 kg/cm²g ttrong thùng hồi lưu của tháp tách chính. Áp suất này cài đặt áp suất cho thiết bị phản ứng, nơi mà áp suất thấp được mong muốn để nhận được sự bay hơi tốt của nguyên liệu.

7.6.1.2 Profile nhiệt độ Cái chủ yếu chỉ ra tháp tách vận hành tốt là profile nhiệt độ của nó.

Nhiệt độ là một biết có khả năng đáp ứng nhất đối với những thay đổi trong sự vận hành tháp tách. Đối với nguyên liệu ổn định tới thiết bị phản ứng và các điều kiện vận hành ổn định của thiết bị phản ứng, sự mang nhiệt vào tháp tách chính giữ không đổi. Sự loại bỏ nhiệt trong pumparounds và lưu lượng rút sản phẩm là các biến sẵn sử dụng cho người vận hành trong sự vận hành của tháp.

Nhiệt độ rút sản phẩm cạnh sườn của tháp là một sự chỉ thị tốt của điểm sôi cuối của sản phẩm rút ra. Nếu nhiệt độ tại điểm rút sản phẩm được ghi lại theo các điểm sôi cuối của sản phẩm đạt chất lượng thì nhiệt độ ấy có thể được sử dụng như là một giá trị để lập điểm sôi cuối của sản phẩm. Trong một tháp tách tốt, mối quan hệ giữa điểm sôi cuối và nhiệt độ rút sản phẩm sẽ không thay đổi đáng kể.

Lưu lượng rút sản phẩm và tiếp theo là điểm sôi được thiết lập dựa trên nhiệt độ rút sản phẩm. Nếu lưu lượng rút sản phẩm tăng, điểm sôi cuối sẽ tăng. Nếu lưu lượng của một sản phẩm nào đó bị thay đổi, điểm sôi cuối của sản phẩm bên dưới cũng sẽ thay đổi, trừ khi lưu lượng của sản phẩm ngay bên dưới được thay đổi để bù lại những thay đổi trong lưu lượng sản phẩm rút ra phía trên. Chẳng hạn nếu điểm sôi cuối của heavy naphtha quá thấp, lưu lượng rút được tăng lên và từ đó điểm sôi cuối cũng tăng. Nếu điểm sôi cuối của LCO không tăng, việc rút LCO bắt buộc phải giảm theo.

Yêu cầu tách sản phẩm đạt được bằng cách điều chỉnh lưu lượng hồi lưu trong các phần khác nhau của tháp.

Việc này được thực hiện bằng cách điều khiển các công suất pumparound. Nếu công suất pumparound tăng lưu lượng hơi rời khỏi đĩa pumparound giảm và từ đó lượng lỏng hồi lưu trong phần trên giảm. Sự giảm công suất pumparound làm tăng h ồi lưu trong các phần phía trên tháp và do đó cải thiện quá trình tách. Chẳng hạn, nếu yêu cầu cần cải thiện quá trình tách giữa HCO và LCO, dòng HCO pumparound được giảm và nhiều hơi hơn rời khỏi phần pumparound – bed 3. Hơi bổ sung này được ngưng tụ khi đi lên trên tháp dẫn đến hồi lưu cao hơn trong các đĩa 25 tới 30. Công suất giảm trong HCO pumparound phải được bù bằng cách tăng công suất pumparound ở phía trên và/hoặc công suất condenser. Giảm công suất pumparound dẫn đến sự tách tốt hơn ở chi phí thu hồi nhiệt ở mức cao. Mỗi pumparound nên được thiết lập để cung cấp một sự phân tách thích hợp giữa các sản phẩm trong khi tối đa hóa thu hồi nhiệt.

clxxxvii

Về mặt thực hành, ngay khi công suất pumparound được thiết lập để đưa ra một sự phân tách tốt trong tháp, chúng không nên yêu cầu thay đổi trừ trường hợp có sự thay đổi trong lưu lượng và chất lượng nguyên liệu. Với một nguyên liệu ổn định, các thay đổi chính thực hiện trong khu vực tách sẽ có liên quan tới điểm sôi cuối đạt được và các chỉ tiêu điểm chớp cháy.

7.6.1.3 Khu vực đáy thápLưu lượngvà công suất của pumparound ở đáy được thiết lập để duy trì nhiệt độ đáy ở dưới 340°C và thỏa mãn các đỏi hỏi về công suất thu hồi nhiệt và/hoặc hồi lưu trong các phần phía trên tháp. Công suất pumparound đáy tháp xác định lưu lượng rửa trong bed 4 phía trên grid.

Nếu nhiệt độ đáy tháp là quá cao, sẽ tạo cốc trên grid và ở trong đáy tháp.

Việc tạo cốc phụ thuộc vào cả nhiệt độ và thời gian lưu. Trong thiết kế, đáy tháp có đường kính giảm để giảm thời gian lưu và dòng pumparound và quench ở đáy được thiết kế để giới hạn nhiệt độ.

Thật là cần thiết để có một dòng thích hợp đi tới grid (khoảng 20%dòng pumparound bình thường ở đáy tháp ) để đảm bảo sự phân phối tốt. Dòng bypass slurry nóng và hệ thống điều khiển dòng cho phép một lưu lượng không đổi đi tới grid trong khi cho phép thay đổi trong việc loại bỏ nhiệt.

Đối với nguyên liệu Bạch Hổ, dòng pumparound slurry được dùng để gia nhiệt sơ bộ cho nguyên liệu nhưng lại không cần đối với nguyên liệu Mixed Crude. Đối với các nguyên liệu khác slurry có thể hoặc không thể cần dùng cho việc gia nhiệt sơ bộ cho nguyên liệu phụ thuộc vào nhiệt độ yêu cầu được nguyên liệu đi tới riser.

Năm thiết bị sản xuất HP steam (E-1503 A/B/C and E-1504 A/B) và hai thiết bị sản xuất MP steam (E-1505 A/B) đã được cung cấp. đối với nguyên liệu Bạch Hổ, thiết kế dựa trên cơ sở là hai thiết bị sản xuất HP steam (E-1504 A/B) và hai thiết bị sản xuất MP steam (E-1505 A/B) đi vào hoạt động, cùng với các thiết bị trao đổi nhiệt sử dụng slurry gia nhiệt sơ bộ cho đáy tháp E-1501A/B và E-1502 A/B/C. Đối với trường hợp này, slurry phải được thổi rửa khỏi các thiết bị sản xuất steam không hoạt động và các đường ống đi kèm để chống lại sự lắng đọng của các hạt xúc tác nhỏ bé.

Đối với nguyên liệu , thiết kế dựa trên toàn bộ năm thiết bị sản xuất HP và MP steam đều đi vào hoạt động. Các thiết bị gia nhiệt sơ bộ không đòi hỏi và phải được thổi rửa rạch.

Tổng lượng nhiệt loại bỏ trong slurry pumparound được điều khiển bởi bộ điều khiển nhiệt độ trên bed 4 bằng cách điều khiển lưu lượng dòng slurry đi qua các thiết bị sản xuất HP và MP steam hoặc bởi lưu lượng dòng slurry qua thiết bị sản xuất H P steam E-1503 A/B/C

clxxxviii

Nhiệt độ đáy được điều khiển bằng dòng quench từ E-1504 A/B và E-1505 A/B và bởi dòng quench từ E-1503 A/B/C

7.6.1.4 Khu vực HCODòng HCO pumparound tới debutanizer reboiler E-1560A/B và tới heavy naphtha stripper reboiler E-1509. Nhiệt lượng không đổi được loại bỏ trong pumparound được điều khiển bởi bộ điều khiển FIC-419 đối với dòng pumparound tổng và bởi bộ điều khiển nhiệt độ TIC-446 đặt trên dòng pumparound quay trở lại tháp điều khiển nhiệt loại bỏ trong the HCO PA MP steam generator E-1523.

HCO để flushing và backflushing cho thiết bị tách slurry được cất lên trong tháp HCO stripper T-1504. Lưu lượng stripping được thiết lập để điều chỉnh điểm chớp cháy của HCO để đảm bảo không có vấn đề gì xảy ra đối với việc thổi rửa các seal của bơm do sự bay hơi của dầu flushing gây ra. Nhiệt độ của HCO TIC-474 được điều khiển bởi bộ điều khiển áp suất PIC-447 trên phần hơi của thiết bị HCO LPS generator E-1510

Đối với chế độ vận hành Maximum Distillate cho cả nguyên liệu Bạch Hổ và Mixed Crude, HCO được đưa trở lại khu vực phản ứng. Lưu lượng FIC-002 của nó được điều khiển trong khu vực phản ứng. Nhiệt độ của dòng HCO TIC-425 này được điều khiển bởi dòng bypass qua HCO recycle MPS generator E-1508. Đường ống cho việc start up được cung cấp từ đầu ra của E-1508 tới đường ống quay trở lại tháp của dòng HCO pumparound.

7.6.1.5 Khu vực LCODòng LCO pumparound cung cấp nhiệt cho stripper second reboiler E-1557 và được sử dụng để gia nhiệt sơ bộ cho nguyên liệu. Lưu lượng dòng pumparound được điều khiển bởi FIC-417 và nhiệt độ của dòng quay lại tháp TIC-452 được điều khiển bởi việc loại bỏ nhiệt trong LCO PA BFW heater E-1511.

Lưu lượng rút LCO điều khiển điểm sôi của của sản phẩm LCO. Một sự tăng/giảm trong lưu lượng sẽ làm tăng/giảm điểm sôi cuối.

Khoảng thay đổi của TBP cut point đối với LCO là 205°C – 390°C trong vận hành Maximum Distillate và là 205°C – 360°C trong vận hành Maximum Gasoline. Tổng lượng LCO đối với vận hành Maximum Distillate , khoảng thay đổi của TBP cut point là 165°C – 390°C đạt được bằng cách kết hợp LCO từ phần này với phân đoạn heavy naphtha

Lưu lượng LCO được điều chỉnh để nhận được điểm sôi suối theo đòi hỏi của tiêu chuẩn ASTM và lưu lượng hơi stripping FIC- 452 được thiết lập để đáp ứng chỉ tiêu về điểm chớp cháy. Điểm sôi đầu sẽ được thuận lợi bằng cách điều chỉnh điểm sôi cuối của dòng heavy naphtha .

clxxxix

7.6.1.6 MTC recycleDòng MTC được rút ra khỏi tháp tách chính ở đĩa số 20.

Nó được rút ra ở điểm này để cung cấp một thành phần dòng thích hợp để giảm thiểu quá trình cracking trong riser.

MTC chỉ được sử dụng trong vận hành Mixed Crude Maximum Gasoline. Lưu lượng đỏi hỏi được thiết lập trong khu vực phản ứng. Nó cũng có được đòi hỏi cho các chế độ vận hành đối với các nguyên liệu không theo thiết kế.

7.6.1.7 Khu vực heavy naphthaDòng heavy naphtha pumparound được sử dụng để gia nhiệt sơ bộ cho nguyên liệu tới tháp stripper trong E-1555 và cũng được sử dụng cho reboiler trong phân xưởng PRU. Dòng pumparound được điều khiển bởi FIC-412 và nhiệt độ của dòng quay trở lại tháp TIC-430 được điều khiển bằng cách diểu chỉnh dòng chảy qua heavy naphtha pumparound air cooler E-1521. Thiết bị làm mát bằng không khí này được thiết kế trong trường hợp khi phân xưởng PRU không vận hành.

Lean oil sử dụng cho secondary absorber được rút ra cùng với dòng pumparound. Lưu lượng FIC-718 được thiết lập trong Gas Recovery Section

Sản phẩm heavy naphtha cũng được rút ra cùng với dòng heavy naphtha pumparound.

Đối với vận hành Maximum Distillate, dòng heavy naphtha được kết hợp với LCO.

Đối với chế độ vận hành Maximum Gasoline, dòng heavy naphtha được kết hợp với gasoline từ tháp debutanizer T-1554 và được đưa tới phân xưởng xử lý gasoline.

Cut point giữa LCO heavy naphtha và được điều khiển bởi bộ điều khiển nhiệt độ TIC-454 đặt bên dưới đĩa rút heavy naphtha. Nó thiết lập setpoint cho bộ điều khiển lưu lượng heavy naphtha FIC-453. Cut point giữa heavy naphtha và các sản phẩm cất phía trên đỉnh được điều khiển bởi bộ điều khiển nhiệt độ đỉnh TIC-461 điểu chỉnh lưu lượng dòng hồi lưu. Lần lượt, lưu lượng rút heavy naphtha có thể được cố định trên bộ điều khiển dòng và bộ điều khiển nhiệt độ bên dưới Bed 1 có thể chuyển qua điều khiển lưu lượng dòng hồi lưu. Bộ điều khiển này điều khiển toàn bộ lưu lượng dòng naphtha.

Đối với vận hành Maximum Distillate, overhead cut point là có tính chất quyết định để đảm bảo rằng chỉ tiêu điểm chớp cháy của LCO sau khi trộn đạt được tiêu chuẩn. Thậm chí với việc reboiling tối đa của heavy naphtha stripper T-1502, tiêu chí điểm chớp cháy sẽ không đạt được nếu như overhead cut point quá thấp. Nhiệt độ này nên được điều chỉnh trên cơ sơ kinh nghiệm vận hành để tối đa hóa tổng sản phẩm LCO trong khi đáp ứng được tiêu chí về điểm chớp cháy.

Đối với vận hành Maximum Gasoline, cut point giữa LCO và heavy naphtha là yếu tố quyết định để đảm bảo rằng điểm sôi cuối(205°C) theo tiêu chuẩn ASTM không bị vượt

cxc

quá.

7.6.1.8. Phần đỉnh và hệ thống overheadNhư đã thảo luận trong phần heavy naphtha, điểm cắt của phần đỉnh được điều khiển bởi bộ điều khiển nhiệt độ reset cho lưu lượng dòng hồi lưu.

Một đĩa rút nước được đặt dưới đĩa ở đỉnh. Nhiệt độ của dòng đỉnh thường khoảng chừng trên 15 -20oC giá trị điểm sương của nước. Nếu tháp hoạt động tại hoặc gần điểm sương của nước, nước sẽ ngưng tụ. Điều này có thể xảy ra trong quá trình start-up của phân xưởng khi vận hành ở công suất thấp do hơi nước không được giảm tỷ lệ thuận với nguyên liệu. Nước được rút ra bằng bộ điều khiển mức LIC-416 đến đầu vào của overhead air condenser E-1519.

Nước rửa đến condenser nên được duy trì ở giá trị thiết kế để giảm thiểu ăn mòn. Nước ở đỉnh cũng đưa tới interstage cooler E-1551 của wet gas compressor và một phần đưa tới cụm xử lý nước chua SWS để duy trì mức bằng bộ điều khiển LIC-446 tại boot của reflux drum. Chất ức chế ăn mòn cũng được phun vào trên đường sản phẩm đỉnh. Ban đầu lưu lượng phun chất ức chế ăn mòn nên được thiết lập ở tỷ lệ tương ứng là 10 wt ppm trong sản phẩm đỉnh. Tỷ lệ này có thể được giảm dựa trên kinh nghiệm vận hành (định kỳ kiểm tra phiếu ăn mòn)

7.6.2. Cụm thu hồi khí

7.6.2.1. Sơ đồ dòng của cụm thu hồi khí.Wet gas từ đỉnh và lỏng được tách ra tại cụm thu hồi khí thành gasoline, LPG và fuel gas. Điều này đạt được bằng việc tiến hành hấp thụ liên tiếp trong các tháp T-1551 và T-1553 để thu hồi maximum LPG và C5

+, stripper được sử dụng để loại bỏ H2S và C2- trong LPG và debutanizer để tách LPG khỏi gasoline.

Fuel gas được xử lý trong fuel gas absorber T-1555 và LPG được xử lý trong LPG amine absorber T-1556. Áp suất hoạt động được thiết lập bởi giá trị thiết kế và không được xem là thông số vận hành.

7.6.2.2. Wet gas compressorHoạt động của wet gas compressor được điều khiển bằng bộ điều khiển áp suất đặt trên bình fractionator reflux drum. Áp suất này xác lập áp suất vận hành trên cụm phản ứng. Bộ điều khiển áp suất được set tại giá trị bình thường. Đây không phải là thông số vận hành của phân xưởng xử lý khí và thông thường là không điều chỉnh.

Cách điều khiển đầu tiên trên máy nén là điều khiển lưu lượng của steam turbine trong khoảng giới hạn lưu lượng hoạt động. Cách điều khiển thứ 2 là điều khiển spill-back của hai cấp máy nén. Máy nén được bảo vệ chống surge bằng hệ thống điều khiển chống

cxci

surge của máy nén UC-861/862. Vận hành chi tiết của máy nén xem chỉ dẫn vận hành của vendor.

Water wash đến đầu vào của intercooler của máy nén phải được duy trì trong suốt quá trình hoạt động để ngăn chặn ăn mòn. Lưu lượng nước nên được điều chỉnh lưu lượng bình thường.

7.6.2.3. Primary absorber, secondary absorber và stripper.Primary absorber và secondary absorber thu hồi thành phần C3

+ từ fuel gas. Trong primary absorber T-1551, hầu hết propane, propylene, butane và butylenes được thu hồi từ dòng khí đến từ bình tách cao áp D-1553. Dòng lean oil đến primary absorber là dòng lỏng distillate từ sản phẩm đỉnh của fractionator và dòng light naphtha từ đáy của debutanizer cho tuần hoàn lại. Lưu lượng của dòng lỏng distillate ở đỉnh FIC-455 và nhiệt độ TI-490 phụ thuộc vào điều kiện vận hành của Tháp chưng cất chính. Lưu lượng tuần hoàn lean oil FIC-712 từ debutanizer được thiết lập để đạt mức thu hồi C 3 và C4 đã định. Việc tăng lưu lượng này sẽ làm tăng độ thu hồi, với điều kiện lượng lỏng không làm ngập lụt tháp.

Secondary absorber T-1553 thu hồi hầu như tất cả C5+ trong fuel gas. Dòng lean oil đến

absorber này là dòng heavy naphtha từ fractionator. Dòng rich oil được tuần hoàn lại đến fractionator. Tương tự primary absorber, tăng dòng lean oil sẽ tăng sự hấp thụ với điều kiện lượng lỏng không làm ngập lụt tháp.

Trong cả hai absorbers, sự giảm nhiệt độ sẽ cải thiện được khả năng hấp thụ. Nhiệt độ hoạt động của absorbers không được xem là thông số vận hành. Nhiệt độ hoạt động thiết kế được set dựa trên nhiệt độ thiết kế của nước làm mát, nhưng sẽ thay đổi dựa trên nhiệt độ nước làm mát thực tế.

Vận hành đúng stripper T-1552 đóng vai trò then chốt đến hoạt động của cụm thu hồi khí. Nhiệt độ preheat của nguyên liệu TIC-723 nên được set ban đầu tại giá trị thiết kế. Nếu nhiệt độ này quá thấp, có thể gây ngưng tụ nước trong stripper. Nếu quá cao có thể làm giảm thu hồi lượng C3. Lưu lượng reboiler được reset bởi lưu lượng dòng đỉnh của stripper FIC-709. Nếu lưu lượng quá cao, và kế đó là lưu lượng howira khỏi đỉnh stripper, có thể gây quá tải cho primary absorber, kết quả là làm giảm lượng thu hồi C3/C4. Nếu lưu lượng reboil quá thấp, tỷ lệ C2 và H2S có thể vào debutanizer sẽ quá cao. Setpoint của lưu lượng dòng đỉnh stripper nên được điều chỉnh để tối ưu hóa thu hồi C3, trong khi duy trì nồng độ H2S và C2 có thể chấp nhận trong sản phẩm đỉnh của debutanier. Công suất reboiler có thể được fixed dựa trên kinh nghiệm vận hành.

7.6.2.4. Fuel gas absorberH2S và CO2 được tách loại tại fuel gas absorber. Thiết lập lưu lượng của lean amine tại lưu lượng bình thường và điều chỉnh khi cần thiết để đáp ứng tiêu chuẩn fuel gas.

cxcii

Lưu lượng dòng lean DEA cũng nên được set để duy trì tỷ lệ mole của khí axit (H2S và CO2) đến DEA maximum là 0.4 trong dòng rich DEA.

Độ chênh lệch nhiệt độ TDIC-746 giữa fuel gas vào absorber và lean amine được set bằng cách điều khiển nhiệt độ dòng amine, để duy trì nó khoảng chừng trên 15oC so với nhiệt độ dòng khí. Điều này làm giảm ngưng tụ của hydrocacbon trong rich amine.

Nếu độ chênh áp trong absorber cao (cao hơn 0.6kg/cm2), được hiển thị bằng PDI-740, điều này có thể do sự tạo bọt (foaming).

Phun chất chống tạo bọt (anti-foam) ở lưu lượng 5-10ppm vào dòng lean amine khi có yêu cầu ngăn ngừa tạo bọt.

7.6.2.5. DebutanizerDebutanizer được thiết kế để tách LPG từ gasoline. Hai tiêu chuẩn để đạt được là áp suất hơi của gasoline và nồng độ C5 của LPG. Thêm vào đó là yêu cầu thu hồi toàn bộ C4. Một cách tổng quát, nếu tiêu chuẩn việc thu hồi được đáp ứng, thì tiêu chuẩn áp suất hơi bảo hòa RVP của gasoline cũng được đáp ứng.

Thông số hoạt động của tháp là lưu lượng dòng hồi lưu FIC-721 và công suất của reboiler.

Tiêu chuẩn C5 ở sản phẩm đỉnh được điều khiển bởi bộ điều khiển nhiệt độ trong phần đỉnh của tháp. Việc giảm setpoint của bộ điều khiển nhiệt độ làm giảm thành phần C5

trong LPG. Công suất của reboiler nên được set manually để thu được tiêu chuẩn RVP của gasoline và thu hồi toàn bộ lượng C4.

Nếu thành phần C2 trong sản phẩm đỉnh của debutanizer quá cao, áp suất trong bình reflux drum PI-746 sẽ tăng. HV-713 được cung cấp để vent ra flare. Điều kiện vận hành của stripper nên được điều chỉnh để giảm C2 trong sản phẩm đỉnh và sau đó là trong sản phẩm LPG.

7.6.2.6. LPG amine absorber.LPG amine absorber loại H2S từ LPG trước khi đưa tới cụm xử lý LPG để loại mercaptans. Tháp hoạt động đầy chất lỏng, với lưu lượng LPG từ tháp được điều khiển bởi bộ điều khiển mức bề mặt chung DEA/LPG

Thiết lập lưu lượng dòng lean amin FIC-724 để đáp ứng tiêu chuẩn H2S và cũng duy trì một tỷ lệ mole tối đa 0.4 của H2S so với DEA trong dòng rich DEA.

Có thể cần bơm chất chống tạo bọt ở tỷ lệ 5-10 ppm trong dòng leam amine ngăn ngừa việc tạo bọt.

cxciii

7.7. Vận hành phụ trợ (supporting facility operation)

7.7.1. Vận hành blow-down của thiết bị sinh hơiMục đích của dòng steam blow down ở các thiết bị sinh hơi MPS và HPS là để duy trì chất lượng của steam tạo thành mà nó được sử dụng cho turbine.

- blow down liên tục: 3.0% của dòng BFW feed- blow down không liên tục: 10% của dòng BFW feed

Các thiết bị tạo LPS cũng được lắp đặt hệ thống blow dowb liên tục và gián đoạn, nhưng thông thường không có yêu cầu vận hành blow down, trừ khi LPS không được sử dụng cho turbine. Hầu hết LPS được sử dụng cho stripping steam hoặc heating steam.

Phun hóa chất photphat được yêu cầu trong trường hợp thiết bị tạo steam được hoạt động với blow down. Có xu hướng duy trì liều lượng photphat là 10-20 wt ppm, dựa vào độ dẫn của BFW trong generator.

Vì thế phun photphat ở lưu lượng sau (10ppm case):

Net Inj rate kg/h=blow down BFW (kg/h) x (10/1000,000)

Actual inj rate of solution = net inj (kg/hr)/(Wt% concentration/100)

Dung dịch photphat được chuẩn bị bởi package phun X-1510

Với package COB/WHB, quá trình vận hành giống như quả trình sinh hơi từ các thiết bị trao đổi nhiệt của dòng công nghệ do đó việc phun photphat nên được điều chỉnh, xem dữ liệu lấy mẫu của BFW trong bình steam drum của WHB, và lưu lượng dòng blow down liên tục.

7.7.2. Hoạt động của thiết bị tách slurry1) Tần suất Back Flushing

Tần suất back flushing phụ thuộc hàm lượng xúc tác trong dòng dầu nguyên liệu. Với mục đích thiết kế, những điều sau được xem xét. Vì vậy, tần suất back flushing nên được điều chỉnh tùy theo hàm lượng xúc tác (ppm) trong dòng dầu slurry.

Catalyst in feed Back flushing Average lushing oil

Wt PPM Times/Day M3/hr

1,700 83 4.2

4,300 209 11.8

2) Điều khiển nhiệt độ

Duy trì nhiệt độ vận hành tại 170oC, bằng cách điều khiển áp suất của dòng steam LP, E-1506 A(B). Nhiệt độ vận hành của dòng dầu back flushing (HCO) nên ở cùng mức nhiệt độ như nhiệt độ của dòng slurry feed.

3) Back Flushing Oil đến riser ở lưu lượng minimum flow

cxciv

Duy trì lưu lượng của dầu back flushing quay lại riser là 8.0 SM3/h được set bởi FIC-012 để giữ lưu lượng 1.2-1.5 m/sec trong đường ống 2 inch tránh hiện tượng lắng đọng của slyrry, ngay cả khi lưu lượng dòng back flushing nhỏ hơn 8.0SM3/hr. Mức trong bình D-1517 có thể được duy trì bằng cách thêm HCO cung cấp qua FCV-460.

7.7.3. Những điểm lưu ý khi vận hành bơm slurryCó những hành động được yêu cầu để tránh hiện tượng lắng đọng slurry, đặc biệt là trong suốt thời gian chạy idling, hoặc ở điều kiện stand-by. Sau đây là các hướng dẫn vận hành bơm slurry P-1519A/B/C để tránh tối thiểu lắng đọng xúc tác bên trong bơm khi bơm không hoạt động.

- cách ly AOV tại đầu hút và đầu xả, trong trường hợp chạy idling- flush out slurry oil bằng flushing oil (FLS) đến heavy slop header (HSO) ngay khi

dừng bơm.- Không giữ lại slurry oil khi shutdown để tránh lắng đọng của catalyst có trong

slurry trong thân bơm.- Chỉ mở AOVstại đầu hút và đầu xả trước khi restart bơm, và thực hiện quá trình

warming up với thời gian ngắn trước khi bơm spare khởi động.- Commission hệ thống flushing và dòng ngăn rò rỉ bên ngoài cho bơm spare trước

khi khởi động.- Clean-up van drain ngay khi dừng bơm, bằng flushing oil. (FLH)

7.7.4. Quan sát độ ăn mòn.Corrosion Probes (CP) và Corrosion Coupons (CC) được cung cấp tại những điểm sau để giám sát tình huống ăn mòn. Giám sát định kỳ của tình trạng ăn mòn nên được làm suốt quá trình vận hành.

Tag No. Location P&ID

CP/CC-401 E-1519 outlet 015 - 319

CP/CC-402 E-1520 outlet 015 - 319

CP-406, CC-405 D-1514 boot outlet 015 - 320

CP-702,CC-701 E-1551 outlet 015 - 403

CP-704,CC-703 E-1554 outlet 015 - 404

CP-706,CC-705 D-1553 boot outlet 015 - 404

CP-708, CC-707 E-1565 outlet 015 - 408

CP-710, CC-709 E-1561 outlet 015 - 410

CP-712, CC-711 D-1554 boot outlet 015 – 410

cxcv

7.7.5. Hệ thống cung cấp khí pilot và fuel gasNhững hệ thống sau được lắp đặt nhằm cung cấp khí pilot và fuel gas cho phân xưởng RFCC.

1) fuel gas dùng cho khởi động H-1501 & H-1502Do áp suất vận hành của H-1501 và H-1502 là 2.3-2.5 kg/cm2g, fuel gas bình thường không đủ để đảm bảo quá trình hoạt động này. Hơi LPG từ LPG vaporizer trong hệ thống fuel gas được sử dụng để cung cấp cho H-1501 & H-1502. Hơi LPG từ hệ thống fuel gas được cung cấp đến D-1525 qua PCV-371A (large control valve) trong suốt quá trình heating up sử dụng H-1501 & H-1502.

2) Pilot gas cho COB (H-1503)Pilot gas chỉ được yêu cầu khi start-up COB (H-1503). Sau khi burner chính của COB (H-1503) được đốt cháy, pilot gas này có thể stop.

Pilot gas được cung cấp từ LPG vaporizer trong hệ thống fuel gas đến D-1525 qua PCV-371(small control valve). Công tắc HS-371 được sử dụng để chọn công suất:

- Pilot gas to COB (H-1503)- Main fuel gas đến H-1501 & H-1502 trong suốt thời gian start-up thiết bị tái sinh.3) Fuel gas đến COB (H-1503)

Fuel gas đến COB được cung cấp từ mạng fuel gas qua bình FG KO D-1526.

7.7.6. Xử lý slop oilMột số thiết bị được lắp đặt để phân xưởng có thể xử lý heavy slop oil và light slop oil như sau:

Slop System Drum No. Pump No Rated Flow, M3/hr

Light slop D-1522 P-1526AB 55.0 at operating volumetric flow

Heavy slop D-1523 P-1527AB 55.0 at operating volumetric flow

Trong trường hợp chế biến lại các heavy slop oil này đến main fractionator, quy trình sau nên được làm theo để làm tối thiểu upset quá trình vận hành.

- Giám sát mức nước trong boot của slop drum tương ứng, và tránh nạp nước vào main fractionator. Nước vào trong hệ thống sẽ sôi mãnh liệt và gây ra dao động áp suất.

- Việc xử lý lại slop nên được tiến hành từng bước (one by one), và không đồng thời cả heavy và light slop oil để tránh ảnh hưởng nghiêm trọng đến cân bằng nhiệt của main fractionator.

- Giảm lưu lượng nguyên liệu của RFCC để cung cấp chỗ cho việc thêm công suất của hệ thống gasoline và LCO draw-off.

- Điều chỉnh cân bằng nhiệt của main fractionator, đặc biệt là thay đổi công suất từ PA đáy lên LCO&HCO PA để kiểm soát được việc thêm công suất của

cxcvi

fractionation.- Việc nạp slop vào fractionator nên được tiến hành rất chậm, giảm thiểu ảnh hưởng

đến cân bằng nhiệt của main fractionator và cụm thu hồi khí. Giám sát profile nhiệt độ và cân bằng lưu lượng của tất cả các bơm khi chế biến lại các slop oils này. Nếu làm việc ở công suất thấp, tác động có thể nhỏ.

7.7.7. Vận hành dòng minimum của bơm.Khả năng tuần hoàn dòng minimum của bơm được cung cấp cho các bơm sau, do công suất thiết kế của bơm không thể kiểm soát quá trình turn-down cho một trường hợp vận hành nào đó. Nên vận hành đường minimum flow trong trường hợp lưu lượng đang bơm gần với minimum flow của bơm đó.

Item No. Service Rated, M3/hr Minimum Flow, M3/hr

P-1511AB LCO Product 208.2 72.0

P-1518AB Overhead Liquid 225.0 75.0

P-1553AB Stripper Feed 535.3 260

7.7.8. Vận hành thiết bị phân tích trên dòng flue gas.Thiết bị phân tích trên dòng được gắn trên đường flue gas:

1) Trên đường flue gas của thiết bị tái sinh thứ nhất

- AI-004 : O2 analyzer

- AI-005 : CO2 analyzer

- AI-006 : CO analyzer

2) Trên đường flue gas của thiết bị tại sinh thứ 2

- AI-007: CO analyzer

- AI-008: CO2 analyzer

- AI-009: O2 analyzer

3) Trên đường flue gas của đầu ra WHB

- AI-011: CO analyzer

- AI-012: CO2 analyzer

- AI-013: O2 analyzer

4) Trên đầu vào của stack.

- AI-018 : O2 analyzer

- AI-019 : SOx analyzer

- AI-020 : NOx analyzer

cxcvii

Do các bộ phân tích này được lắp đặt với một số giới hạn về hàm lượng bụi và độ ẩm nước, do đó cần tiến hành các quy trình sau nhằm đảm bảo vận hành các bộ phân tích chính xác.

- Đóng van cách ly đầu vào của filter lấy mẫu trong suốt quá trình star-up phân xưởng RFCC, cho đến khi hoàn thành việc nạp xúc tác. Trong suốt quá trình nạp xúc tác đến regenerator, phải lường trước việc nạp xúc tác nhiều (hoặc cao) sẽ thổi ra khỏi regenerator.

- Các thiết bị phân tích này chỉ nên được mở sau khi đạt được điều kiện ổn định trên thiết bị tái sinh, để tránh bị plugging trong filters do bụi xúc tác.

- Các spare filters được lắp đặt và có thể được đưa vào sử dụng on-stream. Trong suốt quá trình vận hành bình thường, kiểm tra độ sạch của filter lấy mẫu thường xuyên và thay thế spared filter nếu cần thiết.

- Kiểm tra hệ thống tracing đường ống lấy mẫu đang hoạt động tốt tránh ngưng tụ nước trong flue gas. Trong suốt thời gian precommisioning, đảm bảo rằng tracing được cung cấp.

7.8. Troubleshooting

7.8.1. Những tình huống troubleshootingNhững vấn đề thường gặp trong RFCC chủ yếu được gây ra bởi: thay đổi dòng nguyên liệu, xúc tác, thông số vận hành, và thiết bị cơ khí. Như đã trình bày, giải pháp có thể ở dạng cải thiện sản lượng, tránh shutdown hoặc tăng độ tin cậy của phân xưởng.

Troubleshooting bao gồm sự điều tra và chỉnh sửa các nguyên nhân vận hành không tốt (điển hình là sản phẩm off-spec hoặc điều kiện vận hành không mong muốn) trước khi làm hư hỏng hơn nữa.

Cần tiến hành troubleshooting khi:

Sản phẩm bị off-spec

Điều kiện vận hành không mong muốn.

Những nguyên nhân chính liên quan đến công nghệ là:

Có vấn đề trong tuần hoàn xúc tác

Thất thoát xúc tác lớn

Poor spent catalyst stripping

Chất lượng và số lượng sản phẩm

7.8.2. Các vấn đề tuần hoàn xúc tác.Các vấn đề tuần hoàn xúc tác liên quan chính với:

- tính chất của xúc tác cân bằng (equilibrium catalyst) không thích hợp- fluidization và aeration xúc tác không đúng

cxcviii

Trong trường hợp tuần hoàn không ổn định ( P qua van xúc tác không ổn định, thình lình mất áp suất trên slive valve, khó điều khiển nhiệt độ đầu ra của riser và điều khiển mức của stripper, mức xúc tác trong thiết bị tái sinh dao động), sự cố phải được xác định trước tiên bằng cách kiểm tra cân bằng áp suất của toàn bộ phân xưởng. Fluidization hoặc aeration xúc tác không tốt sẽ cho profile áp suất thất thường, như không đạt được áp suất hoặc đạt được áp suất một cách hạn chế trong catalyst standpipes hoặc catalyst dense bed. Trong trường hợp đó, việc điều chỉnh lưu lượng fluidization hoặc aeration sẽ giúp khôi phục lại tuần hoàn một cách thích hợp. Đặc biệt là nozzles và các đường ống aeration và fluidization phải được kiểm tra độ sạch và lưu lượng.

Tuần hoàn xúc tác ổn định phụ thuộc vào tính chất của xúc tác cân bằng. Những yếu tố sau có thể cải thiện fluidization:

- phân phối kích thước hạt nhỏ hơn và tỷ khối xúc tác nhỏ hơn- nồng độ mịn cao hơn (40 microns)

Điển hình là không có vấn đề về tuần hoàn khi xúc tác chứa hơn 5 wt% lượng mịn (0-40 microns). Trong trường hợp nồng độ mịn quá thấp (<5 wt%) thì thêm xúc tác mới và/hoặc sử dụng xúc tác mềm hơn có thể giúp cải thiện tính chất của xúc tác. Việc thêm hạt mịn trực tiếp vào phân xưởng sẽ không hiệu quả và có thể overload cyclones. Khả năng tuần hoàn cũng có thể được cải thiện bằng cách tăng mức áp suất trong regenerators nếu độ tăng áp suất có tác động lên catatlyst slide valves.

Tuần hoàn không đều xảy ra khi xúc tác không taok được cột áp đều đặn, đồng nhất trong toàn bộ chiều dài của standpipe. Khi điều này xảy ra, xúc tác dồn đống và liên kết qua standpipe.

7.8.3. Thất thoát lớn xúc tácLượng mất quá mức có thể xảy ra qua cyclones của disengager hoặc qua cyclones của regenerator. Trong trường hợp thứ nhất, nồng độ mịn trong sản phẩm slurry sẽ trở nên quá cao, gây ra plugging các thiết bị tuần hoàn slurry như: thiết bị trao đổi nhiệt, bơm. Trong trường thứ 2, bụi trong flue gas sẽ vượt mức. Việc giám sát lượng mất xúc tác yêu cầu phải phân tích định kỳ nồng độ bụi trong flue gas và trong sản phẩm slurry.

Lượng mất xúc tác vượt mức có thể do:

- sự bào mòn xúc tác- mức xúc tác trong bình cao hay thấp.- cyclone làm việc không hiệu quả

cxcix

A) Sự bào mòn xúc tácSự bào mòn xúc tác chủ yếu xảy ra trong ống nâng, trong riser và xung quanh air rings, ở đó đạt xúc tác có tốc độ cao. Tốc độ quá cao sẽ tăng đáng kể dấu hiệu bào mòn. Sự bào mòn vượt mức sẽ cho nồng độ bụi cao trong xúc tác cân bằng (>15 wt% của 40 microns)

Trong trường hợp sự bào mòn cao, lưu lượng khí nâng và lưu lượng steam vào riser phải được kiểm tra và điều chỉnh nếu cần thiết để giữ lưu lượng hợp lý trong đường ống: khoảng 10 m/s trong khí nâng (tương ứng 23000kg/h trong trường hợp tuần hoàn xúc tác bình thường ở mode Bạch hổ MD), 20 m/s trong riser (tương ứng 50% số lượng của mode Bạch Hổ MD với lượng coke định rõ.

Nguyên nhân của sự bào mòn dữ dội cũng có thể do cấu trúc yếu của xúc tác. Trong trường hợp đó, xúc tác cứng hơn với chỉ số bào mòn thấp hơn phải được sử dụng.

B) Mức xúc tác cao hoặc thấp.Việc giữ mức xúc tác dưới mức maximum hoặc trên mức minimum đóng vai trò then chốt. Trong trường hợp mức cao, chiều cao của disengager sẽ không đủ và cyclones sẽ bị quá tải, gây ra giảm hiệu quả của cyclone và làm tăng độ mất xúc tác. Mức thấp có thể không làm kín được diplegs và có thể gây ra backflow dòng flue gas lên trên diplegs và làm mất hạt xúc tác mịn. Cụ thể là phải cẩn thận kiểm tra giá trị đọc của mức, đặc biệt là trong thời gian vận hành chuyển tiếp (start-up, shutdown, thay đổi xúc tác…).

C) Cyclone vận hành không hiệu quả.Một số nguyên nhân làm giảm hiệu quả làm việc của cyclone:

- tăng tải, rắn hoặc hơi- có lỗ trong thân cyclone, đầu ra, diplet hoặc plenum chamber,- ăn mòn lớp bên trong- mất lớp seal chân cyclone hoặc trickle valve bị tắc- dipleg plugged hoặc bị plugged một phần do vật liệu bên ngoài vào.

Tăng tải có thể bị gây ra bởi sự phân phối khí không tốt do lưu lượng cao cục bộ và lôi cuốn xúc tác. Điều này cũng có thể gây ra nhiệt độ đầu ra cyclone cao hơn do after burning và back pressure của air rings thấp hơn. Việc tăng mức lớp xúc tác trong regenerator có thể giúp làm giảm bớt vấn đề này. Một khi cyclones bị xói mòn trầm trọng, khó có thể giữ phân xưởng hoạt động trong 1 thời gian dài với lượng mất mát xúc tác ở mức chấp nhận được. Nếu có lỗ xuất hiện trong phần thấp của dipleg, có thể thành công bằng cách tăng mức lớp xúc tác để làm kín những lỗ đó.

7.8.4. Chất lượng không tốt của quá trình tái sinhChất lượng kém của quá trình tái sinh sẽ cho kết quả:

cc

- nồng độ carbon cao trên xúc tác đã tái sinh- nhiệt độ phân phối lớp dense bed không đồng đều trong tháp tái sinh

Quá trình tái sinh xúc tác có thể cải thiện bằng cách:

- cải thiện mức độ trộn giữa xúc tác và khí đốt. Điều này có thể đạt được bằng cách tăng lưu lượng dòng không khí hoặc giảm áp suất làm việc của regenerator

- tăng thời gian lưu của xúc tác trong thiết bị tái sinh, bằng cách tăng mức xúc tác.- Tăng nhiệt độ lớp xúc tác trong trường hợp nhiệt độ quá thấp (ở 650oC trong thiết

bị tái sinh thứ nhất, và 730oC trong thiết bị tái sinh thứ 2).

7.8.5. Spent catalyst strippingQuá trình stripping spent catalyst không tốt gây ra tăng delta coke, dẫn đến giảm lưu lượng tuần hoàn xúc tác tại mức yêu cầu cân bằng nhiệt đã cho. Nhiệt độ của tháp tái sinh sẽ tăng và cuối cùng là lưu lượng nguyên liệu có thể phải giảm. Sự cố stripping được thấy rõ qua sự tăng hydro trong coke, cũng như tính toán từ kết quả phân tích flue gas.

Lưu lượng dòng steam tối ưu để đảm bảo stripping đúng phụ thuộc vào lưu lượng tuần hoàn xúc tác, thiết kế stripper và diện tích bề mặt xúc tác cân bằng. Quá trình stripping xảy ra khi lượng delta coke được giảm thiểu. Với thiết kế đã cho, lưu lượng steam stripping được tối ưu bằng cách điều chỉnh từ từ đến trên một giá trị tại đó nhiệt độ tháp tái sinh là thấp nhất.

Cấu trúc của xúc tác có thể ảnh hưởng trực tiếp đến hiệu suất của stripper. Hydrocarbon cuốn vào trong lỗ trong của xúc tác và kết quả là carry over đến tháp tái sinh sẽ được giảm thiểu bằng cách sử dụng xúc tác có lỗ lớn hơn.

7.8.6. Chất lượng và số lượng của sản phẩm.Số lượng và chất lượng của sản phẩm đạt được từ phân xưởng RFCC chịu ảnh hưởng rất lớn bởi chất lượng nguyên liệu, tính chất xúc tác, thông số vận hành, và điều kiện cơ khí của phân xưởng. Các dấu hiệu nhận biết thường được sử dụng để đánh giá hiệu quả của phân xưởng là:

- độ chuyển hóa- sản lượng dry gas- sản lượng gasoline- chỉ số octane gasoline

Độ chuyển hóa chịu ảnh hưởng bởi nguyên liệu, tính chất xúc tác, thông số vận hành và điều kiện cơ khí. Những nguyên nhân chung ảnh hưởng đến độ chuyển hóa:

- chất lượng dòng nguyên liệu (tăng hàm lượng reside, tăng tạp chất trong nguyên liệu như Ni, vanadium, Na,…), tăng CCR.

- Tính chất của xúc tác (giảm hoạt tính và diện tích bề mặt)

cci

- Thông số vận hành (giảm nhiệt độ đầu ra riser, tỷ lệ C/O, lưu lượng thêm xúc tác mới.)

- Điều kiện cơ khí (đầu phun (nozzle) của nguyên liệu bị hư hại hoặc plugged và sự phân phối dòng steam để stripping không tốt.)

Chú ý: Độ chuyển hóa biểu kiến ảnh hưởng bởi điểm cắt chưng cất và hoạt động của main fractionator.

Sản lượng dry gas, gasoline,và chỉ số octane của gasoline cũng bị ảnh hưởng bởi chất lượng nguyên liệu, tính chất xúc tác, thông số vận hành và điều kiện cơ khí.

Những thông số vận hành tác động xấu (tăng) sản lượng dry gas:

- tăng nhiệt độ đầu ra riser- tăng lượng slurry hoặc HCO recycle

Những thông số hoạt động chính làm tăng sản lượng gasoline:

- giảm nhiệt độ preheat của nguyên liệu và - tăng tỷ lệ C/O- giảm nồng độ carbon của E-cat- tăng nhiệt độ đầu ra riser nếu overcracking không xảy ra.

Một cách tổng quát, bất kỳ thông số nào làm tăng sản lượng gasoline cũng sẽ giảm chỉ số octane, do cấu tử có octane cao trong gasoline có xu hướng trở nên loãng hơn so với cấu tử có octane thấp.

Việc tăng phân đoạn naphthene và aromatic của nguyên liệu sẽ tăng octane. Những yếu tố tăng octane là:

- tăng nhiệt độ đầu ra của riser- giảm tỷ lệ C/O- tăng recycle HCO

Chú ý: Điều kiện cơ khí cho từng thiết bị riêng biệt hoặc hệ thống bị lỗi (air blower, tuần hoàn xúc tác, thiếu dòng nguyên liệu,…) gây ra shutdown khẩn cấp được trình bày trong Phần 9.2

7.8.7. Shutdown một phần của Electrostatic PrecipitatorElectrostatic Precipitator (X-1507) được đặt tại đầu ra của cụm COB/WHB (H-1503) trên đường ống dẫn flue gas. Thiết bị này có nhiệm vụ tách loại bụi xúc tác trong dòng flue gas đến từ thiết bị tái sinh thứ nhất và thứ 2. Thiết bị Electrostatic Precipitator bao gồm 2 khoang, đặt song song hoạt động với 2x50% công suất và tổng lượng flue gas có thể bypass qua 1 khoang với hiệu quả tách bụi thấp hơn, mức có thể chấp nhận của bụi trong flue gas là 400 mg/Nm3 khi vận hành ở lưu lượng bình thường. Các damper cách ly được gắn tại đầu ra và vào của ống dẫn sẽ cách ly các khoang. Vận hành một khoang khi có nhu cầu bảo dưỡng khẩn cấp khoang còn lại, lúc này hàm lượng bụi trong flue gas và đầu

ccii

ra sẽ vượt mức 50mg/Nm3. Khi bắt buộc phải vận hành một khoang trong thời gia dài yêu cầu người operators giảm công suất của phân xưởng RFCC xuống khoảng 50%.

7.9. Các lưu ý vận hành, relating hazop follow-up actionPhần này tổng hợp những ghi chú trong vận hành, và quy trình, các hiệu chỉnh cần thiết liên quan đến hazop. Các bộ vận hành cần biết rằng các vấn đề này liên quan nhiều đến khía cạnh an toàn và khả năng vận hành khi xem xét, đánh giá thiết kế

7.9.1. Lỗi của hệ thống cung cấp hơi nước để nguyên tử hóa nguyên liệu.Xem Hazop Action no.4003, khi nguồn cung steam đến đầu phun nguyên liệu I-1501A-F được phát hiện bởi FAL-005A-F, những hành động sau nên được tiến hành nhằm tránh hình thành coke (coking –up) trong đầu phun nguyên liệu:

- mất dòng steam đến đầu phun nguyên liệu gây quá trình hóa hơi không đủ và tạo thành sương mù của dòng dầu nguyên liệu, hình thành coke và gây ra quá trình tách không đủ trong reactor.

- Ngay khi FI-005 A-F phát hiện lưu lượng steam thấp, cần kiểm tra điều kiện tại site của FV-005A-F, đồng thời bypass (manually) các van điều khiển liên quan

- Kiểm tra đường ống MPS tương ứng được đấu nối đúng.

7.9.2. Bộ lọc tạm thời tại đầu cuối của dòng nguyên liệu M-1501Xem Hazop Action 4009, Strainer tạm thời tại đầu cuối của dòng nguyên liệu M-1501 được lắp đặt khi khởi động lần đầu. Xem note 4 của P&ID 8474L-015-PID-0021-121.

Strainer tạm thời này được cung cấp để loại debris trong quá trình xây dựng, và tránh bị blocking/plugging của đầu phun nguyên liệu. Strainer này sẽ được tháo rời sau khi commissioning, khi đã loại bỏ hoàn toàn các debris, và tận dụng thời điểm tạm dừng dòng nguyên liệu RFCC nào đó sau khi đưa dòng feed vào riser.

7.9.3. Vận hành MOV-001 và valve cách ly PSV-002Xem Hazop Action 4015/4040, đảm bảo quy trình vận hành của việc mở và đóng van MOV-001 và van cách ly PSV-002

1) MOV-001 sẽ được mở dựa trên quy trình chi tiết trong quy trình start-up. Sau đó MOV-001 sẽ được khóa ở vị trí mở do đó sẽ không bao giờ đóng được trong suốt thời gian vận hành.

2) Khi MOV-001 đóng và suốt thời gian vận hành bình thường, van cách ly tại đầu vào của PSV-002 nên khóa ở vị trí đóng. Blind cách ly ở sau van này cũng nên ở vị trí đóng. Điều này cần được tuân thủ một cách nghiêm ngặt để tránh thất thoát hydrocarbon ra môi trường qua PSV-002 do fault popping. Trong suốt thời gian start-up và MOV-001 ở vị trí đóng và quá trình steaming đang thực hiện trước khi tuần hoàn xúc tác, van cách ly tại đầu vào của PSV-002 nên được giữ ở vị trí mở để PSV-002 bảo vệ hệ thống trong khi thực hiện steaming riser và reactor.

cciii

3) Nên chú ý có xu hướng tạo coke tại vùng chết phía trước van cách ly. Vì vậy, cần đưa vào hoạt động hệ thống purging bằng HPS đến các RO và steam rings khi van cách ly ở vị trí đóng trong quá trình hoạt động bình thường. Xem P&ID 8474-015-021-123.

- RO-027: HPS đến phần trước valve cách ly PSV-002- RO-025: HPS đến phần trước valve cách ly SL-1501- RO-028: HPS đến phần trước van cách ly của đường start up vent line 24”.(24”-

PG-150037-B1AS)

7.9.4. Tránh hiện tượng đông đặc của nguyên liệu.Xem Hazop action No 4019, nên làm theo đúng quy trình để tránh đông đặc trong hệ thống nạp liệu.

- Điểm chảy (pour point) của dầu nguyên liệu (Atmospheric Residue) là 50-52oC- Kiểm tra thường xuyên steam trace làm việc đúng để duy trì nhiệt độ đường ống

cao hơn điểm chảy- Trong trường hợp cách ly thiết bị để bảo dưỡng hoặc vận hành idling thiết bị trao

đổi nhiệt và bơm, flush out bằng LCO từ FLS header. Không được drain dầu nguyên liệu vào hệ thống closed drain trước khi thổi rửa bằng LCO.

- Trong trường hợp thời gian shutdown lâu, nạp LCO từ BL đến feed surge drum, và thay thế feed oil bằng LCO.

7.9.5. Điều khiển nhiệt độ reactor cho việc hình thành coke.Xem Hazop Action No 4023, điều khiển nhiệt độ đầu ra của reactor là thông số vận hành đầu tiên để điều khiển sự hình thành coke và sản lượng.

Xem phần 7.3, điều khiển thông số công nghệ

Nhiệt độ đầu ra của reactor được thiết kế như sau:

- Bạch Hổ Max gasoline: 518oC- Bạch Hổ Max distillate: 505oC- Mixed Crude Max gasoline: 520oC- Mixed Crude Max gasoline: 511oCĐiều chỉnh nhiệt độ đầu ra của riser và thông số công nghệ khác để đáp ứng độ chuyển hóa mong muốn và đạt tiêu chuẩn sản phẩm.

Xem thông số công nghệ, ảnh hưởng của nhiệt độ đầu ra riser (phần 7.3.2)

Những tình huống sau gây ra nhiệt độ high high của đầu ra riser :

- Mất dòng nguyên liệu đến đầu phun (injectors)- Tuần hoàn xúc tác đã tái sinh quá cao qua slide valve SV-1501. Cần tiến hành các thao tác xử lý để tránh tạo coke trong Thiết bị phản ứng.

cciv

7.9.6. Nguyên tử hóa dòng MTC.Theo Hazop số 4062, dòng MTC chỉ sử dụng trong chế độ vận hành tối đa xăng khi xử lý dầu thô hỗn hợp. Cần tiếp tục duy trì phun hơi thấp áp khi mất dòng MTC để tránh hiện tượng xúc tác lắng đọng trong đường hơi và các họng phun MTC I-1502A-D.

7.9.7. Tránh hiện tượng tạo chân không trong thiết bị phản ứng.Theo Hazop số 4062, thiết bị phản ứng không được thiết kế để hoạt động trong điều kiện chân không, vì vậy phải tuân thủ chặt chẽ quy trình sau để tránh hiện tượng tạo chân không trong thiết bị phản ứng.

Trong khi khởi động, quá trình thổi hơi (steaming) riser và thiết bị phản ứng được thực hiện ở điều kiện van MOV-001 đóng.

Đường vent qua SL-1501 tuyệt đối không được đóng trong khi steam out để tránh tạo chân không khi hơi cung cấp bị mất đột ngột. Khi mất hơi đột ngột quá trình ngưng tụ diễn ra lúc đó sẽ tạo chân không trong thiết bị phản ứng.

Khi mở van MOV thì có thể đóng van xả qua SL-1501 vì lúc này thiết bị phản ứng đã được thông với tháp tách phân đoạn (tháp tách đã được tạo áp bởi dòng fuel gas).

7.9.8. Điền chất thụ động kim loại vào bình D-1508.Theo Hazop số 4041, phải thực hiện đúng qui trình sau khi điền chất thụ động kim loại vào bình D-1508 để tránh phát tán hơi hóa chất ra khu vực xung quanh.

Như đã đề cập trong phần phun hóa chất, NALCO EC9192 hay các hóa chất tương tự được sử dụng để thụ động hóa Ni. Liều lượng khoảng 109 kg/ngày đối với dầu hỗn hợp (hàm lượng Ni trong nguyên liệu khoảng 10,5 ppm) và không dùng chất thụ động đối với dầu Bạch Hổ (hàm lượng Ni chỉ 1 ppm). Dung tích hoạt động của D1508 là 2m3, vì vậy nếu được điền đầy bình này có thể hoạt động được trong vòng 30 ngày đối với trường hợp xử lý dầu thô hỗn hợp.

Khi hàm lượng Ni trong nguyên liệu thay đổi thì phải điều chỉnh tỉ lệ phun chất thụ động hóa một cách phù hợp.

Trước khi điền lại hóa chất vào D-1508 phải kiểm tra mức trong bình kỹ lưỡng để tránh trường hợp chảy tràn và việc đưa hóa chất vào bình D-1508 được thực hiện bởi bơm xách tay chạy bằng khí nén.

Van trên đường chảy tràn được mở trong khi bơm hóa chất vào D-1508 và đóng lại trong quá trình vận hành bình thường.

Tham khảo bảng dữ liệu an toàn hóa chất (NALCO EC9192).

7.9.9. Các lưu ý khi đưa bộ đo chênh áp PDT-103 của slide van SV-1502 vào hoạt động.Theo Hazop số 4048, khi đưa bộ PDT-103 vào hoạt động cần hết sức chú ý phía thấp áp của SV-1502 không được để hở (chẳng hạn các van Bleed phải đóng).

ccv

Khi chênh áp qua SV-1502 thấp hơn 0,1÷0,15 kg/cm2 bộ PDT-103 sẽ yêu cầu đóng SV-1502 để đảm bảo mức xúc tác phía trước SV-1502 và đảm bảo một lớp xúc tác tối thiểu cho việc làm kín. Nếu phía thấp áp thông với môi trường bên ngoài thì việc đo chênh áp qua SV-1502 sẽ không chính xác. Khi đưa bộ PDT-103 vào hoạt động cần chú ý phải đóng các van vent.

7.9.10. Phương pháp lấy mẫu xúc tác.Theo Hazop số 4050, qui trình lấy mẫu xúc tác nóng được thực hiên như sau:

Các điểm lấy mẫu xúc tác nóng:

SP-022: xúc tác đã tái sinh sau van SV-1501.

SP-001: xúc tác đã sử dụng trước van SV-1502.

SP-002: xúc tác tại đáy tầng tái sinh thứ nhất.

Xem sơ đồ tại mục 13.2

Xem sơ đồ đính kèm tại phần cuối của chương 7 và P&ID 8474L-015-PID-0021-122/125/127. Bình đệm lấy mẫu được dùng để lấy mẫu xúc tác nóng.

Khi ngưng lấy mẫu, van 3 luôn mở để thổi các họng lấy mẫu bằng dòng nitơ còn các van 1, 2 và 4 ở vị trí đóng.

Trong khi lấy mẫu, đóng van 3 để đưa xúc tác vào đường ống lấy mẫu. Tiếp theo mở van 1 và 2 để lấy xúc tác vào bình lấy mẫu. Khi xúc tác đã đầy bình, đóng van 2 và mở van 4 để thổi xúc tác còn đọng trong đường ống quay ngược lại. Cuối cùng mở van 3, rồi đóng van 1 và 4.

7.9.11. Vận hành các các variable orifice trên dòng khói thải ra khỏi thiết bị tái sinh.Theo Hazop 4080 và 4092, các variable orifice này được lắp đặt trên đường khói thải nhằm giúp cho vận hành các slide van của đường khói thải được uyển chuyển, nhịp nhàng và hiệu quả hơn.

SV-1503-VO-01: variable orifice thứ nhất của SV-1503 trên đường khói thải ra khỏi tầng tái sinh thứ nhất.

SV-1503-VO-02: variable orifice thứ hai của SV-1503 trên đường khói thải ra khỏi tầng tái sinh thứ nhất.

SV-1504-VO: variable orifice của SV-1504 trên đường khói thải ra khỏi tầng tái sinh thứ hai.

Các chú ý khi vận hành các tấm chắn thay đổi tiết diện và các slide van.

Điều chỉnh độ mở của các variable orifice sao cho việc vận hành các slide van được dễ dàng và thuận lợi. Độ mở của các variable orifice tùy thuộc vào lưu lượng dòng khói thải, chẳng hạn độ mở của SV-1503 là 37,6% ÷ 60% và 39% ÷ 60% đối với SV-1504.

Không nên vận hành SV-1503 & SV-1504 nhỏ hơn độ mở tối thiểu của nó (ít hơn 53% ở điều kiện vận hành bình thường đối với SV-1503 và ít hơn 58% đối với

ccvi

SV-1504) hay ở trạng thái mở hoàn toàn (lớn hơn 90%) để đảm bảo việc điều chỉnh áp an toàn. Điều chỉnh độ mở của các variable orifice và SV-1503, SV-1504 phải nằm trong giới hạn của khoảng vận hành cho trước. Tham khảo giản đồ tổn thất áp suất và hành trình van của SV-1503, SV-1504 của nhà cung cấp thiết bị.

Mục đích thiết kế của các slide van và các variable orifice là để tạo ra tổn thất áp suất khi đi qua các thiết bị này, độ mở tương ứng của chúng như sau:

Thiết lập dòng không khí vào thiết bị tái sinh với SV-1503, variable orifice 01 và 02 mở 50%.

Điều chỉnh độ mở của VO2 để đạt 1/3 giá trị áp suất mong muốn trong khi mở hoàn toàn SV-1503 và VO1 (ví dụ muốn đạt được áp trong thiết bị tái sinh 2,3kg/cm2 thì trước hết điều chỉnh VO2 để đạt áp 2,3/3 = 0,77 kg/cm2).

Tiếp theo điều chỉnh độ mở VO1 để đạt được 2/3 giá trị áp suất mong muốn (1,54 kg/cm2) với SV-1503 mở hoàn toàn.

Cuối cùng điều chỉnh SV-1503 để đạt giá trị áp mong muốn (2,3 kg/cm2).

7.9.12. Điều khiển lượng không khí đốt cháy vào thiết bị tái sinh thứ nhất.Theo Hazop số 4082, lượng không khí đưa vào tầng tái sinh thứ nhất được điều chỉnh để khống chế lượng CO trong dòng khói thải.

Như đã đề cập trong phần thiết kế cơ bản và các thông số vận hành, khoảng 70% lượng cốc được đốt cháy trong tầng một và lưu lượng không khí cần được điều chỉnh để hàm lượng CO trong dòng khói thải khoảng 5% ÷ 6%.

7.9.13. Điều chỉnh lượng không khí vào tầng tái sinh thứ hai.Theo Hazop số 4097, lượng không khí đưa vào tầng tái sinh thứ hai được điều chỉnh sao cho đốt cháy hoàn toàn lượng CO trong dòng khói thải.

Như đã đề cập trong phần thiết kế cơ bản và các thông số vận hành, khoảng 30% lượng cốc còn lại sẽ được đốt cháy trong tầng hai và lưu lượng không khí được điều chỉnh để hàm lượng CO trong dòng khói thải là 0% với lượng O2 dư 2%÷3%.

7.9.14. Nhiệt độ dòng khói thải tại đầu ra EconomizerTheo hazop số 4144, nhiệt độ dòng khói thải phải luôn cao hơn nhiệt độ điểm sương của các axít ít nhất 500C.

Nhiệt độ điểm sương của axít ở các chế độ vận hành khác nhau theo thiết kế là:

Dầu Bạch Hổ: 1640C

Dầu hỗn hợp: 1900C

Nhiệt độ dòng khói thải ra khỏi economizer cần phải được chú ý bởi các khu vực khác đều vận hành ở nhiệt độ cao hơn 3000C. Nhiệt độ dòng khói thải ra khỏi economizer được điều khiển bởi nhiệt độ của dòng nước nồi hơi (BFW) đi vào thiết bị này và bộ gia nhiệt hơi trung áp MPS. Nhiệt độ dòng BFW cần khống chế chặt chẽ để đạt được nhiệt độ đầu

ccvii

ra của dòng khói thải cao hơn nhiệt độ điểm sương của axít khoảng 500C. Theo thiết kế nhiệt độ BFW đi vào bộ tận dụng nhiệt ở các chế độ vận hành khác nhau là như sau:

Dầu Bạch Hổ: 1400C

Dầu hỗn hợp: 1650C

7.9.15. Thổi rửa các thiết bị trao đổi nhiệt làm việc với slurry khi các thiết bị này không hoạt động.Theo Hazop số 4320, khi các thiết bị trao đổi nhiệt này ngưng hoạt động cần phải tiến hành thổi rửa để tránh dầu slurry và cặn tích tụ bên trong thiết bị bởi điểm chảy của slurry khoảng (15 ÷ 200C).

Việc thổi rửa được tến hành theo quy trình sau:

Kết nối với dòng dầu thổi rửa LCO.

Kết nối với bộ thu gom dầu thải nặng (heavy slop oil).

Kết nối với mương thải kín.

Kết nối với đường hơi thấp áp để thổi rửa.

7.9.16. Chuyển E-1506A/B từ chế độ stand-by sang vận hành.Theo Hazop số 4345, qui trình thực hiện như sau:

Trong quá trình vận hành bình thường, E-1506A hoạt động và E-1506B ở chế độ stand-by hoặc ngược lại.

Chuyển từ trạng thái vận hành sang ngưng hoạt động.

Điền BFW (nước lò hơi) vào phần vỏ thiết bị trao đổi nhiệt (chẳng hạn E-1506B).

Mở dần dòng lưu chất nóng vào các ống trao đổi nhiệt để nâng dần nhiệt độ của thiết bị trao đổi nhiệt (E-1506B).

Mở van xả hơi của thiết bị trao đổi nhiệt ra môi trường qua bộ giảm âm. Sau đó mở van cách ly trên đường hơi ra và tiếp theo đóng van xả hơi qua bộ giảm âm lại.

Sau khi hơi được sinh ra, đóng dòng lưu chất nóng đến E- 1506A và cách ly dòng BFW cung cấp cho E-1506A.

Chuyển sang vận hành đường xả đáy của E-1506B và chuyển việc phun hóa chất vào E-1506B.

Thực hiện thổi rửa cho thiết bị trao đổi nhiệt sử dụng slurry sau khi ngưng hoạt động tương tự qui trình trong mục 7.9.15.

7.9.17. Gia nhiệt nước lò hơi cao áp HP-BFW bằng E-1516 và E-1511.Theo Hazop số 4381, đảm bảo các van cách ly trên đường HP-BFW ở các E-1516 và E-1511 luôn ở vị trí mở để bảo đảm cung cấp BFW cho khu vực hạ nguồn. HP-BFW được gia nhiệt bởi E-1516 và E-1511 và cung cấp cho các thiết bị sinh hơi sau:

E-1504 AB: sinh hơi cao áp bằng dòng slurry.

ccviii

E-1503 ABC: sinh hơi cao áp bằng dòng slurry.

E-1534: gia nhiệt cho dòng BFW trước khi vào bộ tận dụng nhiệt (economizer).

7.9.18. Vận hành bơm của bình tách lỏng trước khi vào đầu hút của WGCTheo Hazop số 4601, qui trình bơm dòng lỏng ra khỏi bình D-1551 được thực hiện như sau:

Bơm P-1552A hay P-1552B sẽ tự động chạy để bơm lỏng ra khi mức trong D-1551 (LIA-701) cao và tự động dừng khi mức lỏng trong D-1551 xuống thấp.

Vì D-1551 thông thường là không có mức lỏng nên khi vận hành cần chú ý trường hợp khi mức lỏng trong D-1551 thấp mà bộ cảnh báo mức thấp LAL-703 vẫn báo là bình thường.

Không được chạy các bơm P-1552A/B khi bộ LAL-703 cảnh báo mức lỏng thấp.

Xem các giá trị cài đặt cụ thể trong bảng liệt kê các tín hiệu alarm/trip.

7.9.19. Giảm áp thiết bị hấp thụ LPG bằng amine.Theo Hazop số 4697, khi giảm áp thiết bị hấp thụ LPG bằng amine cần chú ý các vấn đề sau:

Bộ giảm áp (UX-717 kích hoạt van XV-752) được lắp trên đỉnh T-1556 để tránh nguy cơ bleve khi có đám cháy bên ngoài.

Bộ UX-717 chỉ được kích hoạt khi có đám cháy bên ngoài.

Giảm áp LPG làm cho LPG lạnh xuống vì nhiệt độ hóa hơi của LPG tại áp suất khí quyển là -250C. Quá trình tự làm lạnh này sẽ dẫn đến đóng tuyết và đóng băng dung dịch amine.

Trong trường hợp tín hiệu bị lỗi dẫn đến kích hoạt bộ UX-717 để giảm áp trong T-1556 cần lập tức ngăn việc giảm áp bằng cách cài đặt lại hoạt động của van XV-752 từ bảng điều khiển local panel nhằm tránh hiện tượng đông lạnh của T-1556 và đóng băng dung dịch amine. Người vận hành có thời gian đáng kể để kiểm tra thực tế trong trường hợp lỗi tín hiệu điều khiển, trước khi tháp T-1556 bị đông lại.

Việc thử hành trình của van giảm áp chỉ được thực hiện sau khi đảm bảo đã đóng van cách ly (ở vị trí mở trong vận hành bình thường) phía sau van giảm áp và phải tuân theo qui trình cấp phép làm việc của nhà máy (PTW).

7.9.20. Nhiệt độ tầng tái sinh thứ nhất ở mức báo động cao (HHT).Theo Hazop số 4058, cần thực hiện theo qui trình sau khi có cảnh báo nhiệt độ cao tại tháp tái sinh.

Giảm lưu lượng nguyên liệu vào thiết bị phản ứng để giảm lượng cốc trên xúc tác đã sử dụng.

Giảm lưu lượng xúc tác tuần hoàn từ thiết bị phản ứng nếu có thể.

Giảm lượng không khí cấp vào tầng tái sinh thứ nhất.

Kiểm tra torch oil có đang được phun vào hay không, nếu có phải ngưng ngay.

ccix

Tham khảo điều khiển nhiệt độ tại mục 3.2.6.

7.9.21. Điều khiển split range tại bình ổn định nguyên liệu.

Theo Hazop số 4449, 4468, 4482, 4488, áp suất tại bình D-1513 được điều khiển bằng cách khi áp trong bình D-1513 thấp thì sẽ tự động đưa dòng FG vào và khi áp trong bình này cao thì xả ra đuốc đốt. Việc điều khiển này được thực hiện bởi điều khiển tín hiệu kiểu split range và cả hai van điều khiển không bao giờ mở đồng thời. Hazop yêu cầu cần tiến hành kiểm tra mối liên hệ giữa PIC và van điều khiển áp PV liệu cả hai van có mở hay không trong trường hợp bộ điều khiển PIC bị lỗi. Chúng ta có thể kiểm tra bộ PIC hoạt động có chính xác hay không bằng cách so sánh với đồng hồ đo áp lắp ngoài hiện trường (PG). Người vận hành nên kiểm tra PG thường xuyên để đối chiếu với tín hiệu của PIC.

7.9.22. Khí chưa xử lý xả ra hệ thống fuel gas khi tháp hấp thụ T-1555 vận hành không bình thường.Theo Hazop số 2070, cần cung cấp thông tin nhanh chóng về sự cố của hệ thống xử lý khí đến những khu vực liên quan để các khu vực trên có thể đưa ra các giải pháp an toàn thích hợp khi sử dụng dòng khí này. Điều này đã được nêu ra trong Hazop của phân xưởng 12 khi tháp hấp thụ xử lý fuel gas gặp sự cố. Khi T-1555 ngưng hoạt động hàm lượng H2S trong fuel gas sẽ cao hơn bình thường và cần đặc biệt chú ý khi sử dụng nguồn khí này.

Khí off gas của phân xưởng RFCC là nguồn nhiên liệu chính sử dụng trong nhà máy lọc dầu. Khí này được xử lý thông qua tháp hấp thụ T-1555 để loại bỏ H2S bằng dung dịch DEA 20%. Khí sau khi xử lý sẽ được chuyển tới bình trộn khí của hệ thống fuel gas của

ccx

Drum No Controller No. PV for Fuel PV to Flare Gas In

D-1513 PIC-403 PV-403A PV-403BD-1515 PIC-468 PV-468A PV-468BD-1516 PIC-479 PV-479A PV-479BD-1517 PIC-475 PV-475A PV-475BD-1518 PIC-483 PV-483A PV-483BD-1519 PIC-489 PV-489A PV-489BD-1522 PIC-505 PV-505A PV-505B

D-1523 PIC-510 PV-510A PV-510B

phân xưởng 37. Hàm lượng H2S tối đa trong fuel gas là 50 wt PPM. Khi tháp hấp thụ T-1555 gặp sự cố, chẳng hạn: bọt hình thành trong tháp; sự cố khi điều khiển dòng amine sạch hay phân xưởng tái sinh amine gặp sự cố thì lượng khí không được xử lý với hàm lượng H2S cao sẽ được chuyển tới hệ thống fuel gas của nhà máy.

Hàm lượng H2S trong dòng khí trước khi đi vào tháp T-1555 đối với các chế độ vận hành khác nhau như sau:

Chế độ tối đa xăng của dầu Bạch Hổ: 0,47% trọng lượng (4.700 wt ppm).

Chế độ tối đa distillate của dầu Bạch Hổ: 0,53% trọng lượng (5.300 wt ppm).

Chế độ tối đa xăng của dầu hỗn hợp: 4,55% trọng lượng (45.000 wt ppm).

Chế độ tối đa distillate của dầu hỗn hợp: 2,51% trọng lượng (25.100 wt ppm).

Vậy rõ ràng hàm lượng H2S trong fuel gas khi tháp hấp thụ có sự cố sẽ cao hơn rất nhiều so với khí đã được xử lý.

Các nhân viên vận hành RFCC nên thông báo những trường hợp bất thường của hệ thống xử lý khí đến tất cả những khu vực nơi mà sử dụng nguồn fuel gas.

Qui trình khôi phục lại hoạt động bình thường tháp hấp thụ T-1555:

1) Ngăn chặn hình thành bọt trong tháp.

Vận hành với chênh lệch nhiệt độ thích hợp giữa dòng khí và dòng amine sạch. Nhiệt độ dòng amine sạch phải luôn cao hơn nhiệt độ dòng khí 15 0C để tránh hydrocarbon ngưng tụ trong tháp. Để đạt được điều này, cần theo dõi TI-743 tại đầu ra của E-1556 và TDIC-746 (bộ điều khiển nhiệt độ dòng amine sạch tại phân xưởng tái sinh amine, nhiệt độ đầu ra E-1904).

Làm sạch dòng amine sạch tại phân xưởng tái sinh amine bằng các bộ lọc F-1901, F-1902, F-1903. Dung dịch amine bị bẩn là nguyên nhân tạo bọt trong tháp hấp thụ hay tháp tái sinh amine.

Việc phun hóa chất chống tạo bọt là giải pháp cuối cùng để ngăn chặn hiện tượng tạo bọt, nên phun với liều lượng giới hạn và chỉ sử dụng khi có bọt hình thành trong tháp. Nếu phun hóa chất chống tạo bọt với lượng lớn sẽ dẫn đến tác dụng ngược.

Bọt hình thành trong tháp được nhận biết khi tổn thất áp qua các đĩa không ổn định (PDI-740), mức hiển thị tại đáy T-1555 không ổn định, sự thay đổi các thông số vận hành như giảm lưu lượng nguyên liệu, giảm dung dịch amine sạch. Khi xảy ra các hiện tượng này cần kiểm tra liệu rằng nhiệt độ của dòng khí có cao hơn nhiệt độ của dung dich amine sạch hay không. Phun chất chống tạo bọt vào T-1555 khi việc điều chỉnh các thông số khác không hiệu quả. Nếu vấn đề vẫn không được giải quyết sau khi phun chất chống tạo bọt cần giảm bớt công suất của RFCC cho đến khi khắc phục được sự cố này.

2) Vận hành cụm tái sinh amine (ARU).

ccxi

Theo sổ tay hướng dẫn vận hành ARU, qui trình tái sinh amine được thực hiện như sau:

Loại bỏ các hydrocarbon trong dòng amine đã hấp thụ một cách thích hợp (amine giàu).

Dùng bộ lọc để lọc dòng amine sạch.

Phun chất chống tạo bọt một cách thích hợp (chỉ phun khi có bọt hình thành).

Điều chỉnh nhiệt độ dòng amine sạch thích hợp.

Thực hiện tốt quá trình tái sinh amine.

7.10. Danh mục theo dõi kiểm tra phân xưởng.Để cho quá trình vận hành phân xưởng thuận lợi và tránh các sự cố chúng ta nên thiết lập các danh mục kiểm tra cần thiết hàng ngày và hằng tuần đối với các dữ liệu cơ bản cần thiết khác.

Danh mục kiểm tra hằng ngày.

1. Sự phân bố sản phẩm đối với từng loại nguyên liệu và nhiệt độ tại đầu ra riser.2. Cân bằng vật chất và cân bằng nhiệt, tính toán sản lượng cốc và tỷ lệ xúc tác/dầu.3. Áp suất và nhiệt độ tại đầu ra của quạt cấp không khí (air blower).4. Lưu lượng và thành phần của dòng khói thải (flue gas).5. Áp suất thiết bị phản ứng và tái sinh, vị trí và chênh áp của plug van và các slide

van.6. Nhiệt độ và biến thiên nhiệt độ của tháp tái sinh.7. Nhiệt độ đầu ra riser.8. Thành phần của cốc trên xúc tác đã sử dụng (H và S).9. Lượng carbon trên xúc tác đã tái sinh.10. Tỷ trọng của tầng xúc tác tại vùng stripper và thiết bị tái sinh.11. Lượng khí và hơi dùng để aeration (tránh hiện tượng xúc tác đọng lại trên thành

ống stand pipe) và tạo trạng thái tầng sôi.12. Lượng xúc tác sạch và xúc tác cân bằng thêm vào, lượng xúc tác đã sử dụng được

rút ra.13. Lượng hơi dùng để phân tán và ổn định trong riser.14. Lưu lượng không khí cấp vào lò tái sinh, lượng hơi dùng cho stripping, lượng

không khí đưa vào thiết bị gom xúc tác (withdrawal well) và lượng hơi dùng để ổn định trong riser.

15. Hàm lượng các cặn rắn trong dầu slurry.16. Lưu lượng và tính chất các sản phẩm.17. Lưu lượng chất thụ động hóa (chỉ dùng cho dầu thô hỗn hợp).

ccxii

Danh mục kiểm tra hằng tuần.

1. Tính chất của xúc tác.2. Tính toán lượng xúc tác mất mát.3. Áp suất dầu, áp suất hơi tại các họng phun nguyên liệu và MTC.4. Hoàn thành tính toán cân bằng các phần phụ trợ sử dụng cho RFCC như lượng

không khí, hơi và nhiên liệu.5. Hoàn thành giản đồ áp suất.6. Đảm bảo các các đầu khí thổi rửa các bộ đo lường luôn sẵn sàng hoạt động.7. Kiểm tra đánh giá hoạt động của phân xưởng thông qua cân bằng nhiệt và cân

bằng vật chất.

ccxiii

ccxiv

Điểm lấy mẫu xúc tác đã sử dụng và xúc tác đã được táo sinh

Chú ý: bộ lấy mẫu (buffur) phải lắp đặt phía sau van 2 để không ảnh hưởng đến sự phân bố kích cỡ các hạt xúc tác.

8. Normal shutdown

8.1. Dừng và khởi động lại phân xưởng, các gợi ý quan trọng.Có thể chia shutdown thành 3 loại: shutdown định kỳ để bảo dưỡng; shutdown bởi các sự cố trong thời gian ngắn và shutdown khẩn cấp.

Đối với dừng phân xưởng theo định kỳ cần phải tháo xúc tác ra khỏi thiết bị phản ứng và tái sinh. Khi dừng trong thời gian ngắn cần phải cố gắng duy trì tuần hoàn xúc tác để khởi động lại phân xưởng một cách nhanh nhất có thể.

8.2. Tóm lược các bước normal shutdown .

8.2.1. Giới thiệu chung.Dưới đây là các chỉ dẫn dùng cho dừng cụm phản ứng và tái sinh trong phân

xưởng RFCC, đối với các cụm còn lại cần tham khảo các chỉ dẫn khác. Phần này đề cập đến shutdown trước khi shutdown định kỳ để bảo dưỡng. Trước khi shutdown, các khu vực liên quan khác trong phân xưởng cũng cần phải chú ý. Khi shutdown nhiệt độ của các thiết bị thay đổi nhanh chóng vì vậy cần chú ý đến khả năng bị kẹp cứng của các thiết bị (đặt biệt đối với các slide valve), rò rỉ qua các mặt bích hay các nguy hiểm khác và phải luôn theo dõi chặt chẽ và cảnh giác cao độ vì các sự cố có thể xảy ra bất cứ lúc nào.

Cần phải lên kế hoạch trước đối với dừng định kỳ để bảo dưỡng.

Các điểm chính cần chú ý là:

Duy trì tuần hoàn xúc tác trong khi shutdown càng lâu càng tốt.

Thổi rửa và làm sạch tất cả đường ống để chuẩn bị cho lần khởi động tới.

Giữ cho sản phẩm đạt chất lượng càng lâu càng tốt khi giảm dần công suất.

8.2.2. Tóm lược các bước dừng thiết bị phản ứng và tái sinh.1. Các hướng dẫn này dùng cho shutdown theo kế hoạch.2. Các bước shutdown phải theo trình tự như qui trình và cần chú ý các điểm chính

sau: Tiếp tục duy trì tuần hoàn xúc tác càng lâu càng tốt trong quá trình

shutdown. Thổi rửa và làm sạch tất cả đường ống để chuẩn bị cho lần khởi động tới.

Giữ cho sản phẩm đạt chất lượng càng lâu càng tốt khi giảm dần công suất.

3. Giảm dần lượng xúc tác trong thiết bị phản ứng và tái sinh. Trước khi shutdown phải kiểm tra liệu phần thể tích trống còn lại trong bình chứa

xúc tác đã sử dụng có đủ để chứa lượng xúc tác cần rút ra không. Khởi động bộ hút chân không của bình chứa xúc tác đã sử dụng.

ccxv

Khoảng 8 giờ trước khi cắt giảm nguyên liệu, bắt đầu giảm mức xúc tác trong Thiết bị phản ứng và các Thiết bị tái sinh xuống mức tối thiểu.

Rút xúc tác ra từ từ và tránh quá nhiệt bình chứa xúc tác đã sử dụng (tối đa 4000C).

4. Bắt đầu giảm lưu lượng nguyên liệu. Ngưng phun dòng MTC (nếu có sử dụng), vẫn duy trì lượng hơi vào họng phun

MTC ở lưu lượng bình thường. Giảm nguyên liệu từng 5% một cho đến còn 60%.

Giảm lượng hơi stripping và lượng không khí tương ứng với lượng giảm của nguyên liệu. Duy trì lượng O2 dư trong dòng khói thải ra khỏi thiết bị tái sinh tầng hai trong khoảng 1% đến 3%. Điều chỉnh lượng hơi sinh ra và quan sát mức lỏng trong các steam drum.

Điều chỉnh áp suất thiết bị tái sinh khi cần thiết để duy trì chênh áp thích hợp qua slide van xúc tác đã sử dụng.

Duy trì hoạt động của phân xưởng tại điểm 60% công suất trong khoảng 01 giờ, giảm nhiệt độ vùng tách của thiết bị phản ứng (disengager) xuống 5100C. Nạp fuel gas hay nitơ vào bình tách tại đỉnh Tháp chưng cất chính để duy trì điều khiển áp suất trong thiết bị phản ứng.

Khi cốc tạo thành ít đi, nhiệt độ thiết bị tái sinh sẽ giảm, lúc này khởi động thiết bị gia nhiệt không khí (air preheater) để giữ nhiệt độ trong thiết bị tái sinh tối thiểu 6500C. Duy trì tuần hoàn xúc tác tối thiểu 15 phút để tái sinh toàn bộ lượng xúc tác trong hệ thống.

Tắt các đầu đốt của lò đốt CO (CO boiler) và dừng CO boiler theo qui trình của Vendor.

Ngưng phun chất thụ động hóa kim loại và cách ly đường phun hóa chất vào đường nguyên liệu.

5. Làm sạch dầu khỏi riser Giảm lượng nguyên liệu xuống còn khoảng 10%÷20% càng nhanh càng tốt. Đảm

bảo lượng hơi phân tán và hơi ổn định bằng với lưu lượng lúc vận hành bình thường để duy trì lực nâng trong riser.

Giảm lưu lượng không khí xuống còn 50%.

Kích hoạt hệ thống bypass Thiết bị phản ứng và đóng đường nguyên liệu tới các đầu phun.

Thổi và làm sạch đường ống dẫn nguyên liệu và torch oil bằng LCO, HCO để tránh tắt nghẽn bởi điểm chảy cao của các dòng đi qua hệ thống ống này.

Giảm áp thiết bị tái sinh và tăng áp Tháp chưng cất chính nếu cần trong khi vẫn duy trì chênh áp thích hợp qua các slide van.

Tiếp tục tuần hoàn xúc tác với lượng hơi nước ổn định và phân tán.

Sử dụng Nito thay cho FG tại các đầu phun thổi rửa trong vùng stripper, disengager

ccxvi

Mở đường vent của disengager và đóng van cách ly MOV-001 tới tháp tách (xem qui trình đóng van MOV-001 tại mục 12).

6. Giảm mức xúc tác trong vùng stripper (manually) xuống mức tối thiểu với điều kiện vẫn duy trì chênh áp qua slide van trên đường xúc tác đã sử dụng.

7. Tiếp tục tuần hoàn xúc tác cho đến khi nhiệt độ của tháp tái sinh tầng một và hai là gần như bằng nhau.

8. Bắt đầu tháo xúc tác khi nhiệt độ xúc tác tầng đặc (dense phases) giảm xuống 4000C.

9. Đóng slide van trên đường xúc tác tái sinh và ngưng tuần hoàn xúc tác. Đóng van plug (manually) bởi dòng dầu thủy lực.

10. Hạ thấp mức xúc tác vùng stripper cho đến khi chênh áp qua slide van trên đường xúc tác đã sử dụng đạt 0,1 kg/cm2. Sau đó đóng slide van này lại, đảm bảo không xảy ra trường hợp van này bất ngờ mỏ ra trừ khi cố tình mở để tháo lượng xúc tác còn đọng trong vùng stripper.

11. Điều chỉnh sao cho áp suất cả tầng tái sinh thứ nhất và thứ hai là bằng nhau và nằm trong khoảng 0,7 kg/cm2÷0,9 kg/cm2. Tiếp tục tháo xúc tác.

12. Qui trình đóng van MOV-001. Cô lập nguồn hydrocarbon đến hệ thống nguyên liệu và riser.

Giảm lượng hơi phân tán và hơi ổn định xuống 50%. Mở đường vent hơi ra môi trường trong khoảng 15 phút.

Giảm lượng hơi cho vào Tháp chưng cất chính, vòi phun nguyên liệu, vòi phun MTC và vòi phun hơi ổn định (stabilisation injectors). Điều chỉnh lượng hơi stripping xuống giá trị tối thiểu. Mở các van bleeder để thổi sạch (purging).

Đảm bảo đóng đường hơi cao áp dùng để thổi MOV-001 trước khi tiến hành đóng MOV-001.

Đóng van MOV-001.

Việc shutdown phân xưởng thu hồi khí và Tháp chưng cất chính có thể được tiến hành một cách độc lập sau khi đóng van MOV-001.

13. Thiết lập lại dòng hơi phân tán với lưu lượng bằng 50% lúc vận hành bình thường và cũng tiến hành tương tự với dòng hơi stripping nhưng chỉ bằng 30%.

14. Tiếp tục tháo xúc tác. Tiếp tục rút xúc tác khỏi thiết bị tái sinh, thông thường rút hết xúc tác khỏi tầng tái

sinh thứ hai trước. Khi tầng hai đã hết xúc tác, mở slide van trên đường xúc tác đã tái sinh và tháo hết

xúc tác khỏi bình rút xúc tác (withdrawal well), ống standpipe. Khi chênh áp qua slide van trên đường xúc tác đã tái sinh là 0,1 kg/cm 2, tiến hành

đóng van này lại. Cân bằng áp suất vùng disengager và tầng tái sinh thứ hai.

ccxvii

Tháo hết xúc tác khỏi stripper đưa đến tầng tái sinh thứ nhất thông qua slide van trên đường xúc tác đã sử dụng.

Tiếp tục rút xúc tác khỏi tầng tái sinh thứ nhất.

15. Sau khi tất cả xúc tác đã được rút hết, giảm áp suất thiết bị tái sinh đến giá trị tối thiểu để giảm nhiệt độ đầu ra của quạt cấp không khí với mục đích hạ nhiệt độ lớp cách nhiệt của thiết bị.

16. Đóng đường hơi ổn định và hơi phân tán. Tiếp tục làm lạnh Disengager/stripper bằng hơi stripping đến nhiệt độ 2000C.

17. Ngắt dòng hơi vào các vòng hơi và thổi không khí vào thông qua đường khí tạm thời (plant air lines).

18. Sử dụng không khí thay cho Nito tại các dòng khí thổi rửa (purging).19. Tiếp tục giảm nhiệt độ thiết bị tái sinh bằng dòng khí từ air blower cho đến khi

nhiệt độ pha loãng trong thiết bị tái sinh giảm xuống còn khoảng 150C cao hơn nhiệt độ đầu ra của air blower.

20. Khi các thiết bị đã nguội xuống, dừng air blower theo chỉ dẫn của nhà cung cấp.21. Kiểm tra sự tồn đọng của hydrocarbon trong hệ thống.22. Chuyển giao phân xưởng cho đội bảo dưỡng.

8.2.3. Tóm lược các bước dừng cụm thu hồi khí và tháp tách phân đoạn.1. Thông báo cho các bộ phận liên quan về thời gian shutdown.2. Khi nguyên liệu vào thiết bị phản ứng giảm, tiến hành giảm lượng HCO, LCO và

Naphtha pumparound.3. Duy trì lượng slurry pumparound bằng lưu lượng lúc vận hành bình thường để

tránh tạo cốc. Lưu lượng slurry pumparound tối thiểu để tránh tạo cốc là 343,8 m3/h, lượng này bằng khoảng 45% khi chạy bằng dầu thô Bạch Hổ.

4. Giảm tốc độ WGC xuống giá trị tối thiểu (1000rpm), mở đường tuần hoàn của máy nén để duy trì khả năng điều khiển.

5. Đưa fuel gas hay nitơ vào bình hồi lưu ở đỉnh tháp tách phân đoạn.6. Dừng các bơm pumparound, bơm hồi lưu, bơm sản phẩm khi mức lỏng không đủ

để bơm.7. Tiếp tục duy trì slurry pumparound tại đáy của Tháp chưng cất chính.8. Đưa dòng LCO nguội vào tháp tách phân đoạn để làm sạch hệ thống ống dẫn

slurry và dòng dầu thổi rửa này sẽ được đưa về bể chứa dầu đã tách xúc tác hay bể chứa dầu slop.

9. Dừng và cách ly WGC khi ngưng tuần hoàn xúc tác.10. Cô lập các cấp của máy nén bằng cách đóng các van đầu hút, các van đầu xả và

các van tuần hoàn (spill back).11. Ngừng phun nước rửa vào thiết bị làm lạnh trung gian giữa hai cấp nén và bơm

chất lỏng từ bình tách lỏng D-1552 vào bình tách áp cao (D-1553). Giảm áp các

ccxviii

cấp của máy nén đến hệ thống fuel gas và sau đó tiếp tục xả ra flare.12. Đóng van MOV-001 để cách ly thiết bị phản và tháp tách T-1501.13. Phải phối hợp chặt chẽ và nhịp nhàng giữa cụm thu hồi khí và Tháp chưng cất

chính khi tiến hành dừng hai cụm này. 14. Ngừng chạy bơm lean oil trong khi shutdown tháp tách phân đoạn. Tạo áp đẩy

ngược dòng lỏng từ tháp hấp thụ thứ hai (secondary absorber) quay lại Tháp chưng cất chính.

15. Khi không còn dòng lỏng từ bình hồi lưu tới tháp hấp thụ thứ nhất (primary absorber), xả hết lượng lỏng còn đọng trong bình hồi lưu vào bình tách áp cao.

16. Bơm hydrocarbon lỏng từ bình tách áp cao vào tháp stripper. Đưa lượng nước trong bình tách áp cao (nhờ áp lực) tới tháp stripper nước chua.

17. Đưa hydrocarbon lỏng từ tháp stripper sang tháp debutanizer (nhờ áp lực).18. Giảm áp tháp stripper và các tháp hấp thụ đến hệ thống fuel gas, sau đó tiếp tục xả

ra flare.19. Đẩy lượng lỏng từ đáy của debutanizer đến bể chứa sản phẩm không đạt chất

lượng hay bể chứa dầu slop. Bơm LPG trong bình hồi lưu đến phân xưởng xử lý LPG (Unit 16) và lượng LPG không đạt chất lượng còn lại sẽ được đưa tới bể chứa LPG không đạt tiêu chuẩn. Giảm áp debutanizer qua đuốc đốt.

20. Xả hết lượng lỏng còn đọng trong các thiết bị và hệ thống ống dẫn ra hệ thống xả kín hay xả nước nhiễm dầu. Thổi WGC bằng dòng nitơ và xả ra đuốc đốt sau đó tiếp tục xả ra môi trường. Duy trì áp suất trong máy nén bằng nitơ (chỉ cần áp thấp) cho đến khi máy nén được bảo dưỡng.

8.3. Qui trình shutdown.

8.3.1. Giảm lượng xúc tác tồn đọng trong các bình chứa xúc tác.a) Trước khi shutdown, kiểm tra liệu rằng thể tích còn lại trong bình chứa xúc tác đã

sử dụng có đủ để chứa hết lượng xúc tác cần rút ra. Khởi động bộ ejector để tạo chân không trong bình này.

b) Khoảng 8 giờ trước khi cắt giảm nguyên liệu, bắt đầu giảm mức xúc tác trong Thiết bị phản ứng và các Thiết bị tái sinh xuống mức vận hành tối thiểu. Rút xúc tác một cách từ từ bằng bộ X-1501, cài đặt lại lưu lượng tháo ra và tính toán đảm bảo không gây quá nhiệt bình chứa xúc tác đã sử dụng (tối đa 4000C).

c) Không nên dùng van lắp gần Thiết bị tái sinh để điều chỉnh dòng xúc tác rút ra mà dùng van ở phía sau van này để tránh mài mòn van cách ly gần Thiết bị tái sinh.

8.3.2. Giảm lưu lượng nguyên liệu.a) Đóng dòng MTC vào riser (nếu có sử dụng MTC). Vẫn giữ lượng hơi phân tán

bằng lưu lượng lúc vận hành bình thường, điều này giúp làm sạch các họng phun MTC.

ccxix

b) Giảm nguyên liệu từng 5% một cho đến còn 60%. Giảm lượng hơi stripping và lượng không khí tương ứng với lượng giảm của nguyên liệu. Duy trì lượng O2 dư trong dòng khói thải ra khỏi thiết bị tái sinh tầng hai trong khoảng 1% đến 3%. Điều chỉnh lượng hơi sinh ra và quan sát mức lỏng trong các bình chứa hơi.

c) Quan sát độ mở của van điều khiển dòng khí nâng trong khi thay đổi lượng không khí vào thiết bị tái sinh. Điều chỉnh FIC-161 và PV-311 trên đường không khí cấp vào tầng tái sinh thứ nhất nếu cần thiết để việc điều khiển lưu lượng khí nâng được chuẩn xác, đảm bảo lưu lượng khí nâng lớn hơn giá trị tối thiểu.

d) Khi lượng nguyên liệu giảm, áp suất disengager sẽ giảm. Điều chỉnh áp của Thiết bị tái sinh khi cần thiết để duy trì chênh áp thích hợp (cao hơn 0,3 kg/cm2) qua slide van trên đường xúc tác đã sử dụng.

e) Duy trì lưu lượng nguyên liệu tại mốc 60% trong khoảng một giờ. Giảm nhiệt độ disengager xuống 510 0C và chuẩn bị đưa fuel gas vào bình hồi lưu đỉnh tháp tách để điều khiển áp disengager.

f) Giảm lượng sản phẩm LCO rút ra để nhận được dòng dầu slurry nhẹ hơn. Duy trì chất lượng cac sản phẩm bằng cách duy trì nhiệt độ tại các đĩa rút sản phẩm, điều chỉnh lượng pumparound và lượng hồi lưu.

g) Khi cốc tạo thành ít đi, nhiệt độ thiết bị tái sinh có khuynh hướng giảm. Lúc này khởi động thiết bị gia nhiệt không khí (air preheater) để giữ nhiệt độ trong thiết bị tái sinh tối thiểu 6500C. Duy trì tuần hoàn xúc tác tối thiểu 15 phút để tái sinh toàn bộ lượng xúc tác trong hệ thống với nhiệt độ thiết bị tái sinh khoảng 600 0C÷ 650 0C. Tránh không được sử dụng torch oil. Theo dõi chặt chẽ quạt không khí (main air blower) để tránh hiện tượng surging. Tắt các đầu đốt của lò đốt CO (CO boiler) và dừng CO boiler qui trình của Vendor.

h) Ngưng phun chất thụ động hóa kim loại và cách ly đường phun hóa chất vào đường nguyên liệu.

8.3.3 Ngừng cấp dầu vào Risera) Từ 60% lưu lượng feed, giảm còn 10 – 20% càng nhanh càng tốt. Đảm bảo duy trì

dòng hơi nước ổn định và hơi phân tán ở lưu lượng vận hành để giữ dòng nâng trong riser. Giảm dòng hơi 50% so với vận hành bình thường, trong khi theo dõi profile nhiệt độ trong tháp tái sinh.

b) Khi đạt 10 – 20% công suất, đóng valve block và cho dòng nguyên liệu bypass qua đầu phun. Đưa LCO từ bể chứa vào feed surge drum, rồi rửa sạch đường feed và torch oil bằng nguyên liệu nhẹ và đưa đến ống HSO. Chỉnh áp của disengager khi cần để duy trì chênh lệch áp suất. Giảm áp suất tháp tái sinh và tăng áp tháp tách trong khi duy trì đủ chênh áp qua slide valve. Tiếp tục tuần hoàn xúc tác bằng dòng hơi ổn định và phân tán

c) Chuyển fuel gas qua chế độ thổi Nitơ ở khu vực disengager stripperd) Mở đường xả khí của disengager rồi đóng valve MOV-001 trong giai đoạn này.

Xem 8.3.6 để biết qui trình đóng MOV-001

ccxx

8.3.4 Đốt sạch cokea) Đặt các slide vavle ở chế độ manual khi tháp tái sinh bắt đầu nguội. Dùng manual

control, hạ mức xúc tác trong stripper càng thấp càng tốt mà không được mất chênh lệch áp suất qua slide valve

b) Tiếp tục tuần hoàn xúc tác đến khi chênh lệch nhiệt độ giữa dense phase của 2 tầng tái sinh không còn

c) Bắt đầu tháo xúc tác khi dense phase nguội đến 400oC

8.3.5 Ngưng tuần hoàn xúc táca) Khi nhiệt độ không còn tăng giữa dense phase tầng 1 và tầng 2 tháp tái sinh, đóng

reg slide valve và ngưng tuần hoàn xúc tác. Đóng plug valve dùng điều khiển thủy lực manual

b) Hạ mức trong stripper đến khi chênh lệch áp suất qua spent slide valve đạt 0.1 kg/cm2. Áp suất tầng tái sinh thứ nhất có thể được giảm đến nhỏ hơn áp disengager 0.1 kg/cm2 để thuận tiện cho việc chuyển đổi này. Lúc này áp disengager nên được duy trì cao hơn 0.1 kg/cm2 so với tầng tái sinh thứ nhất để tránh không khí từ tháp tái sinh chạy vào disengager qua spent slide valve. Đóng spent slide valve và tránh mở lại trừ lúc đổ xúc tác còn lại trong stripper. Nếu nhiệt độ của dilute phase hay flue gas tăng, có nghĩa dấu hiệu của việc hơi HC từ disengager chạy qua tháp tái sinh. Nếu điều này xảy ra, chỉnh áp suất của disengager và tháp tái sinh bằng nhau.

c) Điều khiển áp của cả hai tháp tái sinh về cùng giá trị, khoảng 0.7 – 0.9 kg/cm2g. Tiếp tục tháo xúc tác.

8.3.6 Đóng MOV-001 ở đầu vào của tháp chưng cất chínha) Khóa các nguồn HC đến hệ thống feed và Riser. Chuyển từ chế độ thổi bằng fuel

gas tại stripper/disengager sang nitơb) Làm lạnh đáy tháp tách. Dừng các dòng hồi lưu và pumparound. Xả hết lỏng trong

đáy của tháp tách. Phun hơi nước vào đáy để thổi sạch hơi HCc) Giảm các dòng hơi nước phân tán và hơi stripping còn khoảng 50%. Steam out ra

khí quyển 15 phút thông qua valve xả của tháp chưng cất chính.d) Giảm các dòng hơi nước tới tháp chưng cất chính, feed, MTC, đầu phun

stabilization, và giảm tối thiểu dòng hơi nước stripping. Mở valve xả đến SL-1501 trước MOV-001 trên đường tải để tránh tạo chân không trong các tháp khi dừng dòng hơi nước.

e) Tuân theo thủ tục an toàn và các khuyến cáo để người lao động không tiếp xúc với khí chua hay hơi quá nhiệt, đóng MOV-001 tại đầu vào của tháp chưng cất chính

f) Chắc chắn đã đóng dòng HPS thổi vào MOV-001 trước khi vận hành

ccxxi

g) Sau khi đóng MOV-001, việc shutdown vận hành tháp chưng chính và khu vực thu hồi khí có thể được tiến hành độc lập

h) Khôi phục dòng hơi phân tán khoảng 50% so với vận hành binh thường và hơi stripping còn 30%. Nếu cần, điều chỉnh valve xả của disengager để cân bằng áp disengager bằng áp tháp tái sinh.

8.3.7 Rút xúc táci) Tiếp tục rút xúc tác từ tháp tái sinh. Thông thường tầng 2 phải hết trướcj) Khi tầng 2 đã hết, mở nhẹ reg slide valve để tháo hết withdrawal well và

regenerated catalyst pipe. Nâng xúc tác lên riser vào stripper nhờ hơi phân tán. Tốc độ hơi phân tán, áp suất tầng tái sinh thứ 2 và valve xả disengager có thể được điều chỉnh để đạt được việc này.

k) Khi chênh lệch áp suất qua reg slide valve đạt 0.1 kg/cm2, đóng slide valvel) Cân bằng áp trong disengager và trong tầng tái sinh thứ 2m) Mở spent slide valve và rút sạch từ stripper đến tầng tái sinh thứ 1. Đóng spent

slide valven) Tiếp tục rút xúc tác trong tầng tái sinh thứ 1 đến khi không còn rút đượco) Coi chừng nhiệt độ disengager trong quá trình rút, việc tăng nhiệt độ có thể do

việc đốt cháy cốc bám trên vòm hay tường tháp. Nếu điều này xảy ra, tăng áp disengager cao hơn một ít so với tháp tái sinh.

8.3.8 Làm nguội phân xưởnga. Sau khi tất cả xúc tác đã được rút sạch, giảm áp tháp tái sinh để giảm tối thiểu nhiệt

độ đầu ra quạt để làm mát lớp cách nhiệt

b. Đóng dòng hơi phân tán và hơi stabilization và tiếp tục làm mát disengager/stripper bằng hơi stripping. Khi nhiệt độ disengager giảm xuống dưới 200oC, tắt dòng hơi trong steam ring và không khí được cấp thông qua đường plant air tạm thời. Có thể thay việc thổi nitrogen bằng thổi không khí trong khu vực phản ứng

Chú ý: Khi thực hiện việc này, nhiệt độ disengager/stripper nên được theo dõi sát sao để quan sát bất cứ dấu hiệu nào của sự cháy. Ngưng dòng không khí và nạp lại hơi nước bất cứ khi nào có dấu hiệu nhiệt độ tăng do cốc cháy.

c. Tiếp tục làm mát tháp tái sinh bằng quạt không khí đến khi nhiệt độ dilute phase chênh lệch còn 150C với đầu xả quạt

d. Khi phân xưởng đã nguội, shutdown quạt không khí theo hướng dẫn của nhà sản xuất

Ghi chú: Trước khi được cấp phép vào bồn bể, làm việc hot-work, phải tuân thủ yêu cầu an toàn. Người làm việc phải coi chừng khả năng tồn tại túi HC hay H2S.

ccxxii

ccxxiii

ccxxiv

8.4 Shutdown tạm thời (trong thời gian ngắn)Nếu việc shutdown dự kiến kết thúc trong thời gian ngắn, không cần tháo xúc tác miễn là xúc tác không bị nguội quá. Nếu cần, dùng torch oil để duy trì ít nhất 6000C trong tháp tái sinh. Cắt dòng feed tuân theo các qui trình như khi shutdown định kỳ và giữ xúc tác tuần hoàn bằng hơi nước trong riser

8.5 Tự động shutdown khẩn cấp (ES)Hệ thống tự động shutdown khẩn cấp được diễn ra nhờ vào nhiều trình tự an toàn khác nhau như sau.

Tuy nhiên operator phải phân tích cẩn thận các sự kiện ban đầu và các nguyên nhân có thể nhằm tránh, bất cứ khi nào có thể, shutdown khẩn cấp.

Khi nào cần phải shutdown khẩn cấp, các phân xưởng khác bị ảnh hưởng phải được thông báo càng sớm càng tốt. Mục đích của qui trình dừng khẩn cấp trước tiên là để bảo đảm phân xưởng an toàn cho người và thiết bị, thứ 2 là để phân xưởng ở trạng thái khởi động ngay khi các tình huống khẩn cấp đã được giải quyết.

Trong hầu hết các trường hợp dừng khẩn cấp, động tác đầu tiên là rút feed khỏi phân xưởng đồng thời tăng hơi phân tán để làm sạch riser. Disengager/stripper được cách ly khỏi tháp tái sinh bằng cách đóng các slide valve. Sau khi tiến hành các bước này, các thông số khác có thể được điều chỉnh để chuẩn bị khởi động lại. Bước đầu tiên trong quá trình dừng khẩn cấp cần được tất cả nhân viên vận hành nhớ kỹ.

Không qui trình viết sẵn nào có thể bao quát tất cả các triệu chứng và khó khăn gặp phải trong tình huống khẩn cấp. Tình huống sau được cung cấp như là đại diện vài nguyên nhân chính khi dừng khẩn cấp phân xưởng RFCC. Thay đổi điều kiện công nghệ có thể xảy ra nhanh chóng trong quá trình dừng khẩn cấp và yêu cầu sự phán đoán thông minh và an toàn. Điều này chỉ có thể đạt được nhờ việc học trên lớp, thực tập và kinh nghiệm vận hành.

Trình tự dừng khẩn cấp được thiết kế để đặt phân xưởng ở trạng thái an toàn cho các tình huống biết trước, như hỏng air blower hay mất feed. Operator nên kiểm tra các valve điều khiển đã di chuyển đến vị trí fail-safe khi chúng được kích hoạt và đảm bảo feed đến riser đã ngắt bằng cách kiểm tra valve vận hành bằng không khí XV-002 đã đóng và valve FV-001 trên đường về feed surge drum mở

Áp suất tháp chưng cất chính phải được theo dõi cẩn thận và dòng fuel gas được cung cấp theo yêu cầu để giữ áp trong disengager. Nếu dòng feed được khôi phục nhanh chóng, tăng tuần hoàn feed đến 60% lưu lượng và tiếp tục khởi động lại sau khi đạt được ít nhất 510C trong disengager

Ghi chú: 1. Tránh nguy cơ có không khí trong khu vực riser và stripper bằng cách điều chỉnh áp suất trong disengager cao hơn khoảng 0.1 kg/cm2 so với áp tháp

ccxxv

tái sinh

2. Khi phun torch oil để giữ nhiệt độ xúc tác, luôn đảm bảo có dư oxy trong flue gas

8.6 Kiểm tra và bảo trì đầu phunThông thường feed, MTC, hơi nước và backwash injector nên được kiểm tra mài mòn mỗi lần turnaround phân xưởng. Chúng thường yêu cầu mức bảo trì tối thiểu. Nếu mài mòn xảy ra, thường là tại đầu của injector

8.6.1 Kiểm traĐầu phun có thể được kiểm tra trực quan từ trong riser, không cần phải tháo vòi phun để kiểm tra. Nếu đầu phun bị mài mòn hay vỡ, cần tháo vòi phun để bảo dưỡng

8.6.2 Bảo dưỡngA) Nguyên lý

Vòi phun được làm từ hợp kim bền phủ bằng bề mặt stellite cứng. Stellite được khuyến cáo không nên sửa chữa tại field. Do đó, nên có một bộ hoàn chỉnh đầu phun feed, MTc, hơi, backwash thay thế tại kho

Chú ý: Vòi phun thay thế đảm bảo trong danh sách phụ tùng 2 năm

Bộ hoàn chỉnh gồm: junction flange, venturi, threated rod, ốc, đệm cho mỗi loại vòi phun

B) Quá trình thay thế

Trường hợp hư hỏng, tháo đường ống và khu hòa trộn từ mặt bích ống riser

Vòi phun nên được thay thế với cùng 1 lớp sleeve được lấy ra từ bộ vòi phun mới, hoàn chỉnh, hoặc cùng vòi phun giống nhau sau khi thay đầu phun (bích vòi phun và bích riser được đánh dấu ở quá trình lắp đặt ban đầu)

C) Thay thế đầu phun

Đầu phun nên được thay thế bằng đầu phụ tùng trong kho. Tháo vòi phun khỏi lớp sleeve và đưa vào xưởng bảo dưỡng. sau khi kiểm tra sự phù hợp của venturi orifice

1. Đo chiều dài của đầu phun mới và đánh dấu venturi để cắt đúng chiều dài. Đầu mới được đo cỡ để đặt mối hàn mới ngoài khu vực hàn có sẵn (khoảng 20mm)

2. Kiểm tra tổng chiều dài của vòi phun giữ nguyên khi đầu phun được lắp đúng đường cắt đã đánh dấu

3. Đánh dấu venturi vòi phun trước đường cặt để đảm bảo đúng hướng của khe vòi phun khi bộ đầu phun mới được lắp đặt

4. Cắt bộ cũ và tháo khỏi venturi5. Chuẩn bị đầu cặt của venturi vòi phun feed để hàn. Cạnh xiên này nên gần bằng

cạnh xiên cung cấp trong bộ đầu phun mới

ccxxvi

Chú ý: đĩa mài phải phù hợp với thép không rỉ để tránh tạp chất cho lớp kim loại chính

6. Lắp bộ đầu phun mới vào venturi có sẵn của vòi phun feed. Hàn dính đầu phun vào venturi sử dụng công nghệ GAS TUNGSTEN ARC WELDING (GTAW). Qui trình hàn và vật liệu hàn được cung cấp bởi nhà sản xuất

7. Hàn root pass sử dụng công nghệ GTAW giữa bộ đầu phun và venturi bằng kim loại hàn. Làm sạch mối hàn khi hoàn thành bằng chổi thép không rỉ hoặc đĩa mài phù hợp. tất cả xỉ, cặn và chất bẩn trước khi hàn lần tiếp theoChú ý: tất cả các mối hàn đều được thông suốt

8. Tiếp tục hàn đầu phun vào venturi và làm sạch giữa các mối hàn dùng công nghệ GTAW đến khi độ dày mối hàn bằng đọ dày venturi vòi phun

9. Bỏ làm sạch và kiểm tra bằng mắt. Đường chính có thể nhìn thấy được qua đầu phun phải được làm sạch, không lồi lõm. Mặt ngoài không có rỉ, nứt, chất bẩn…

10. Tiến hành hiểm tra bằng nhộm thẩm thấu trên mối hàn và sửa chữa lỗi.11. Sau khi kiểm tra hoàn toàn, vòi phun feed sẵn sàng được lắp ráp lại12. Đảm bảo vòi phun sạch sẽ để làm việcD) Lắp ráp lại vòi phun

Vòi phun được lắp ráp lại vào riser theo hướng đúng

Đóng chặt khoảng trống hình vành khuyên giữa vòi phun và lớp cách nhiệt bên trong bằng cao lanh hay giấy ceramic

Nối lại ống và khu hòa trộn để vận hành

8.7 Shutdown khu vực tháp phân tách

8.7.1 Shutdown thông thườngPhần này mô tả quá trình dừng phân xưởng có kế hoạch trước, dùng cho bảo dưỡng định kỳ. qui trình phát thảo nguyên lý chung

Qui trình này phải được người vận hành sửa soạn chi tiết cho mỗi lần shutdown

8.7.2 Giảm feed và ngắt feedKhi nguyên liệu vào reactor đã được giảm, dần dần giảm công suất các dòng pumparound HCO, LCO và xăng nặng, với mục tiêu là giữ sản phẩm đạt tiêu chuẩn. Khi quá trình shutdown tiếp tục, dẫn sản phẩm ra slop.

Dòng slurry pumparound cũng được giảm công suất. Giữ dòng đến grid ở mức bình thường để tránh tạo cốc khi nhiệt độ vẫn đang còn cao. Giữ dòng quench ở mức cao để giữ nhiệt độ đáy tháp không quá 340C. Bằng cách giảm nhiệt độ đáy tháp, lưu lượng qua trao đổi nhiệt slurry được duy trì cao khi công suất giảm

Khi năng suất gas giảm, giảm tốc độ máy nén. Đưa tốc độ máy nén nhỏ nhất và vận hành ở chế độ spill-back để duy trì điều khiển. Đưa fuel gas hay nitrogen vào đường ống từ

ccxxvii

bình hồi lưu nếu cần.

A. Khu vực trên của tháp tách (LCO đến overhead)Khi feed đến riser được ngắt, tiếp tục như sau:

- Ngừng phun tác nhân chống ăn mòn- Ngưng đun sôi lại và bơm ra slop ở tháp trích xăng nặng, ngừng bơm sản phẩm- Dừng dòng hơi trích ly LCO. Bơm tất cả ra slop- Bơm nước chua ra thiết bị tách và dừng bơm nước chua ở overhead- Dừng bơm hồi lưu- Bơm càng nhiều càng tốt HC lỏng từ bình ngưng đỉnh đến tháp hấp thụ-tách và

ngưng bơm lỏng ở đỉnh- Làm lạnh pumparound xăng nặng và LCO và ngừng bơm

B. Phần dưới tháp tách (HCO và slurry)Khi feed đến riser được ngắt, tiếp tục như sau:

- Tiếp tục vận hành dòng HCO pumparound- Tiếp tục vòng slurry để làm nguội đáy tháp- Dừng dòng hơi trích ly HCO và bơm HC lỏng càng nhiều càng tốt từ tháp trích

HCO ra bể chứa HCO flushing oil. Đảm bảo LCO có sẵn để làm sạch dầu về thùng chứa HCO flushing

- Đưa dòng feed đến đáy tháp. Rút dần nhờ vòng clarified oil trong khi tiếp tục tuần hoàn slurry pumparound

- Giảm mức trong feed surge drum đến thấp nhất, rồi đưa LCO vào- Đưa LCO vào đáy tháp để rửa sạch khu vực slurry sản phẩm và slurry

pumparound trong khi chạy LCO đến bể chứa clarified hay ra slop- Đưa LCO vào vòng HCO để rửa sạch HCO pumparound và vòng HCO. LCO có

thể được đưa vào nhờ ống nối trên LCO pumparound hay dòng overflow phía dưới tháp.

8.7.3 Đóng MOV-001Đóng LCO đến tháp tách giữa tháp tách chính và tháp phản ứng phải được phối hợp giữa hai bộ phận

Ngưng nạp LCO đến tháp chưng nếu chưa thực hiện. Dừng dòng tuần hoàn HCO và slurry pumparound. Giảm mức tháp tách về dưới ống nối hơi nước và xả áp tháp tách qua flare. Bắt đầu thổi hơi nước thông qua ống nối hơi nước.

Thổi hơi nước tháp tách ít nhất 1 tiếng để hết HC. Giảm dòng hơi nước vào tháp tách và tháp phản ứng đến nhỏ nhất cả hai phía của MOV-001. Đóng MOV-001, từ từ. Sau khi đóng MOV-001, hơi nước vào tháp phản ứng và tháp tách có thể được khởi động lại. Việc shutdown của khu tháp tách và thu hồi khí có thể được tiếp tục độc lập với khu phản ứng

ccxxviii

8.7.4 Đuổi HC ở khu tháp chưng cấtGiai đoạn này, tất cả bồn bể đều phải được bơm lỏng đến mực thấp nhất.

Ngắt các ống nối flushing đến khu vực tháp tách.

Xả tất cả lỏng còn lại về hệ thống drain kín. Thổi bằng hơi nước tất cả bể chứa ra flare để đuổi sạch hơi HC. Sau khi thổi ra flare, mở hệ thống xả khí và lỏng để thổi ra khí quyển. Xả phần ngưng tại các điểm thấp. Khi ngừng dòng hơi, đảm bảo van xả mở để tránh tình trạng chân không

Tuân theo các qui định an toàn của phân xưởng, lắp bích mù và mở bồn bể theo yêu cầu. Nhân viên phải coi chừng có thể còn túi khí HC hay H2S

8.8 Shutdown khu vực thu hồi khí

8.8.1 Thủ tục shutdown khu vực thu hồi khíViệc shutdown khu vực này được kết hợp chặt chẽ với khu tháp tách.

Khi feed vào phân xưởng được giảm, phần cất lỏng ở bình ngưng đỉnh tháp và khí ướt từ tháp tách giảm. Giảm dần công suất bộ đun sôi lại của tháp trích và tháp tách butan, với mục đích giữ xăng và LPG đạt tiêu chuẩn càng lâu càng tốt. Khi tiếp tục shutdown chuyển xăng nhẹ ra slop và LPG tới bể chứa sản phẩm không đạt chất lượng.

- Khi dòng khí từ tháp tách đã hết ngưng tuần hoàn xúc tác (các slide valve đóng), ngưng máy nén

- Ngưng dòng nước rửa vào bộ làm lạnh trung gian và cô lập các tầng máy nén bằng cách đóng valve hút và valve xả

- Xả áp khu máy nén ra hệ thống fuel gas và sau đó ra flare- Khi khu tháp tách đang shutdown dừng bơm lean oil. Tăng áp để dòng lỏng

trong tháp hấp thụ thứ 2 về lại tháp tách. Cũng tăng áp bất cứ dòng lỏng nào trong feed knock-out drum tháp hấp thụ fuel gas về lại tháp tách

- Bơm ra càng nhiều lỏng càng tốt từ bình chứa trung gian của máy nén về bình tách áp suất cao

- Khi không còn dòng lỏng từ tháp chưng cất đến tháp hấp thụ thứ nhất, xả lỏng trong tháp hấp thụ thứ 1 về bình tách HP

- Bơm HC lỏng từ bình tách HP về tháp trích và tăng áp nước chua về bộ phận trích nước chua.

- Tăng áp dòng lỏng từ tháp trích về tháp tách butan- Tăng áp amine từ tháp hấp thụ fuel gas và đầu ra KO drum về phân xưởng

amine- Xả áp tháp trích, tháp hấp thụ thứ 1 và 2 và fuel gas về hệ thống fuel gas rồi ra

flare- Tăng áp lỏng từ đáy tháp tách butan ra slop nhẹ- Bơm LPG từ bình hồi lưu tháp tách butan đến tháp hấp thụ LPG bằng amine.

Lúc này LPG không đạt tiêu chuẩn, nên đưa ra bể chứa LPG không đạt tiêu

ccxxix

chuẩn sau phân xưởng xử lý LPG. Ngưng dòng lean amine- Tăng áp dòng nước chua từ bình hồi lưu của tháp tách butan đến phân xưởng

nước chua- Cô lập khu tách butan và xả áp ra flare- Phần LPG từ tháp hấp thụ LPG bằng amine và coalescer nên được tối đa bằng

cách tăng mặt tiếp xúc amine/LPG- Tăng áp amine để đuổi amine từ trong tháp và coalescer về phân xưởng amine.

Bồn bể nên được tăng áp bằng nitrogen để tránh đông tụ khi áp suất giảm. Xả lỏng còn lại về hệ thống xả amine và xả áp bồn bể chứa ra flare

8.8.2 Đuổi HC khu vực thu hồi khíVào giai đoạn này, tất cả bồn bể đã được bơm sạch lỏng, hay tăng áp, để mực thấp nhất và tất cả các bộ phận xả áp ra flare

Xả bất cứ HC lỏng còn lại về closed drain và amine về amine drain

Valve đầu hút và đầu đẩy các tầng máy nén đều đóng và 2 tầng máy nén được xả áp. Thổi máy nén bằng nitrogen ra flare và ra khí quyển

Thổi bằng hơi nước tất cả các bồn bể ra flare để đuổi hơi HC

Sau khi thổi bằng hơi nước ra flare, mở các valve xả khí và lỏng để thổi ra khí quyển. Xả lỏng ngưng tụ qua các điểm thấp. Khi dòng hơi ngừng, đảm bảo valve xả mở tránh tình trạng chân không

Tuân thủ các qui định an toàn của phân xưởng, lắp bích mù và mở bồn bể theo yêu cầu. Nhân sự phải coi chừng có thể còn các túi khí HC hay H2S.

ccxxx

9. Qui trình dừng khẩn cấp

9.1 Tóm tắt các quy trình dừng khẩn cấpHệ thống dừng khẩn cấp vận hành tự động dựa trên sự xuất hiện của những tình huống không mong muốn nhưng cũng có thể được kích hoạt bởi nhân viên vận hành.

Hệ thống này bao gồm các qui trình khẩn cấp sau đây:

UX-001 – ngừng feed (ngưng phản ứng) UX-002 – ngưng tuần hoàn xúc tác UX-003 – trip air heater của tầng tái sinh thứ nhất UX-004 – trip air của tầng tái sinh thứ hai UX-005 – bảo vệ quạt không khí UX-907 – COB/WHB hỏng ( theo vendor) UX-901 – buồng đốt COB hỏng (theo vendor) UX-008 – vận hành đường flue gas by-pass COB/WHB tháp tái sinh thứ 1 KS-651 – trip bộ lọc tĩnh điện (theo vendor) UX-010 – vận hành đường flue gas by-pass COB/WHB tháp tái sinh thứ 2 UX-013 – bypass economiser (ES14) – phân xưởng DeSOx (tương lai) UX-009 – bảo vệ tràn D-1512

Chú ý: ES-XX trong () là số ban đầu của Axens

Nhân viên vận hành phải hoàn toàn thông suốt các trình tự này và có thể tiến hành qui trình dừng khẩn cấp theo từng bước, nếu hệ thống tự động hỏng

Để hiểu đúng những gì phải tuân theo, nhân viên vận hành phải tham khảo hệ thống khẩn cấp Cause and effect table và các PID liên quan

Chú ý: khởi động lại phân xưởng

Để khởi động lại phân xưởng sau khi shutdown để bảo trì hay khẩn cấp, những hướng dẫn khởi động bình thường phải được tuân thủTrường hợp quạt không khí dừng trong quá trình dừng khẩn cấp, phải xem xét cụ thể để khởi động lại quạt không khí (tham khảo hỏng quạt không khí)

9.2 Mô tả chi tiết hệ thống trip khẩn cấp

9.2.1 Hệ thống dừng khẩn cấpTham chiếu sơ đồ nguyên nhân & tác động 8474L-015-DW-1514-602 để biết chức năng chi tiếtUX-001: ngưng dòng feed (dừng phản ứng) Bắt đầu:

ccxxxi

- Công tắc tay trong phòng điều khiển (UXHS-001)- Tín hiệu từ UX-002 (ngưng tuần hoàn xúc tác)- Tín hiệu ngưng dòng feed (FXALL-405)

Tác động:- Đóng valve XV-002 để dừng feed đến đầu phun I-1501A-F- Mở valve FV-001 để chuyển feed về D-1513- Mở valve xv-003 để ngưng MTC đến đầu phun I-1502A-D- Đóng valve XV-004 để rửa dòng recycle oil đến I-1504- Trip bơm passivator P-1502AB trên đường feed- Trip bơm MTC P-1512AB- Trip bơm backflush oil recycle P-1506AB- Trip bơm HCO recycle P-1507AB- Mở valve trên đường phun hơi nước FV-005A – F đến đầu phun feed để cho

toàn bộ hơi nước vào riser- Mở valve trên đường phun hơi nước ổn định FV-007A – D để cho toàn bộ hơi

nước vào riserUX-002: ngưng tuần hoàn xúc tác

Bắt đầu- Bật công tắc tay trong phòng điều khiển (UXHS-002)- Mức thấp trong D-1501 bằng PDXALL-064- Chênh lệch áp suất thấp qua SSV-1502 bằng PDXALL-104- Mức thấp trong withdrawal well bởi LXALL-010- Chênh lệch áp suất thấp qua RSV-1501 bằng PDXALL-242- Dòng khí nâng thấp bởi FXALL-172, tháp tái sinh thứ nhất FXALL-170, tháp

tái sinh thứ 2 FXALL-171- Bảo vệ quạt không khí UX-005- Tín hiệu áp suất thấp từ mạng hơi trung áp đến tháp phản ứng, PXALL-363

Tác động- Đóng valve SSV-1502- Đóng valve RS-1501- Đóng plug valve PV-1501- Kích hoạt UX-001, ngưng feed- Kích hoạt UX-008 mở đường by-pass qua COB/WHB của flue gas tháp tái sinh

thứ 1- Kích hoạt UX-010 mở đường by-pass qua COB/WHB của flue gas tháp tái sinh

thứ 2UX-003: Trip air heater của tháp tái sinh thứ nhất

Bắt đầu:- Bật công tắc tay trong phòng điều khiển, UXHS-003A- Bộ dò ngọn lửa pilot, BXALL-003- Bộ dò ngọn lủa chính, BXALL-004- Dòng khí đến heater thấp, FXALL-170

ccxxxii

- Áp suất fuel gas thấp, PXALL-321- Nhiệt độ đầu ra air heater cao H-1501, TXAHH-069- Dừng quạt không khí, UX-801

Tác động:- Đóng valve fuel gas XV-016 và XV-017 đến air heater của tháp tái sinh thứ

nhất, H-1501- Mở valve xả XV-019 giữa XV-016 và XV-017

UX-004: Trip air heater của tháp tái sinh thứ 2

Bắt đầu:- Bật công tắc tay trong phòng điều khiển, UXHS-004A- Bộ dò ngọn lửa pilot, BXALL-001- Bộ dò ngọn lủa chính, BXALL-002- Dòng khí đến heater thấp, FXALL-171- Áp suất fuel gas thấp, PXALL-321- Nhiệt độ đầu ra air heater cao H-1502, TXAHH-072- Dừng quạt không khí, UX-801

Tác động- Đóng valve fuel gas XV-014 và XV-015 đến air heater của tháp tái sinh thứ hai,

H-1502- Mở valve xả XV-020 giữa XV-014 và XV-015

UX-005: Bảo vệ quạt không khí

Bắt đầu:- Bật công tắc tay để trip quạt không khí, UXHS-005- Tín hiệu dừng từ bảo vệ quạt không khí (từ UX-801)

Tác động:- Mở đầu xả quạt ra khí quyển bằng cách kích hoạt XS-802- Đóng các check valve hỗ trợ CV-1501, CV-1502, CV-1503, CV-1504 trên

đường xả của quạt- Kích hoạt UX-002, ngưng tuần hoàn xúc tác

UX-907: Lỗi mức trong thùng hơi của CO boiler (theo vendor)

UX-901: Lỗi bộ điều khiển buồng đốt của COB (theo vendor)

UX-008: Vận hành by-pass dòng flue gas của tháp tái sinh thứ 1 qua COB/WHB

Bắt đầu:- Bật công tắc tay trong phòng điều khiển, UXHS-008- Nhiệt độ flue gas cao trong đường bypass qua COB TXAHH-089A/B- Tín hiệu trip COB/WHB bằng UX-907- Kích hoạt bởi UX-002, ngưng tuần hoàn xúc tác

Tác động:- Mở valve hơi trung áp XV-059 đến bộ phun valve bypass (2 tín hiệu)- Mở valve phun BFW, XV-058A/B

ccxxxiii

- Mở valve bypass qua COB/WHB của dòng flue gas tháp tái sinh thứ 1 , BV-1501B và đóng valve đến COB/WHB, BV-1501A (hệ interlock)

KS-651: Bộ lọc tĩnh điện (theo vendor)

UX-010: vận hành bypass qua COB/WHB dòng flue gas của tháp tái sinh thứ 2

Bắt đầu:- Bật công tắc tay trong phòng điều khiển, UXHS-010- Nhiệt độ flue gas cao trong đường bypass qua WHB (2 tín hiệu), TXAHH-

082A/B- Tín hiệu trip COB/WHB bằng UX-907- Kích hoạt bởi UX-002, ngưng tuần hoàn xúc tác

Tác động:- Mở valve bypass qua COB/WHB của dòng flue gas, BV-1502B và đóng valve

đến COB/WHB, BV-1502A (hệ interlock)- Mở valve phun BFW, XV-056A/B đến bộ phun bypass- Mở valve hơi trung áp XV-057 đến bộ phun valve bypass (2 tín hiệu)

UX-013: Làm mát bypass qua Economizer

Bắt đầu:- Tín hiệu bypass qua Economizer bằng UX-906 (theo vendor), được kích hoạt

bởi dòng HPBFW tới Economizer thấp Tác động:

- Mở valve BFW XV-060A/B đến bộ phun bypass- Mở hơi trung áp XV-061 đến bộ phun bypass

(ES14): bypass qua phân xưởng DESOx (tương lai)

Hệ thống dừng khẩn cấp được dự đoán trước, sẽ xem lại và phát triển trong tương lai

Bắt đầu: - Bật công tắc tay trong phòng điều khiển- Theo vendor

Tác động:- Mở valve bypass qua DeSOx- Đóng valve trên đường vào phân xưởng DeSOx

UX-009: Chống tràn D-1512

Bắt đầu: - Bật công tắc tay trong phòng điều khiển, UXHS-944

Tác động:- Đóng valve XV-062 để dừng dòng HPBFW đến D-1512

9.2.2 Liệt kê những cụm điều khiển cô lập và bảo vệ thiết bịTheo giản đồ chi tiết Cause & Effect 8474-015-DW-1514-602, các cụm điều khiển cô lập, bảo vệ thiết bị và xả áp hệ thống được liệt kê như sau:

UX-421 BẢO VỆ TRÀN D-1513

ccxxxiv

UX-422 BẢO VỆ BƠM P-1501A/B

UX-423 CÔ LẬP ĐẦU VÀO BƠM P-1507A/B VÀ THÁP T-1501

UX-424 CÔ LẬP ĐẦU VÀO BƠM P-1508A/B VÀ THÁP T-1501

UX-425 BẢO VỆ BƠM SLURRY P-1519A/B/C

UX-426 CÔ LẬP ĐẦU VÀO BƠM P-1519A/B/C VÀ THÁP T-1501

UX-427 CÔ LẬP ĐẦU VÀO BƠM P-1509A/B VÀ THÁP T-1504

UX-428 BẢO VỆ BƠM P-1515A/B

UX-429 BẢO VỆ BƠM P-1511A/B

UX-430 CÔ LẬP ĐẦU VÀO BƠM P-1516A/B & P-1518A/B VÀ DRUM D-1514

UX-431 CÔ LẬP ĐẦU VÀO BƠM P-1517A/B VÀ DRUM D-1524

UX-432 BẢO VỆ TRÀN DRUM D-1515

UX-433 BẢO VỆ BƠM P-1504

UX-434 BẢO VỆ BƠM P-1506

UX-435 BẢO VỆ TRÀN DRUM D-1516

UX-436 BẢO VỆ BƠM P-1505A/B

UX-437 BẢO VỆ TRÀN DRUM D-1516

UX-438 BẢO VỆ BƠM P-1521A/B

UX-439 BẢO VỆ BƠM P-1522A/B

UX-440 BẢO VỆ TRÀN DRUM D-1522

UX-441 BẢO VỆ BƠM P-1526A/B

UX-442 BẢO VỆ TRÀN DRUM D-1526

UX-443 BẢO VỆ BƠM P-1527A/B

UX-444 BẢO VỆ BƠM P-1528A/B

UX-705 CÔ LẬP VÀ BẢO VỆ MÁY NÉN C-1551

UX-706 BẢO VỆ BƠM P-1551A/B

UX-707 CÔ LẬP BỀ MẶT PHÂN TÁCH DẦU VÀ NƯỚC TRONG DRUM D-1553

UX-708 CÔ LẬP ĐẦU VÀO DRUM D-1553

UX-709 CÔ LẬP BỀ MẶT PHÂN TÁCH DẦU VÀ NƯỚC TRONG DRUM D-1556

UX-710 CÔ LẬP BỀ MẶT PHÂN TÁCH LƯU CHẤT TRONG THÁP T-1555

ccxxxv

UX-712 CÔ LẬP ĐẦU VÀO THÁP T-1554

UX-713 CÔ LẬP BỀ MẶT PHÂN TÁCH LƯU CHẤT TRONG DRUM D-1554

UX-714 CÔ LẬP ĐẦU VÀO DRUM D-1554

UX-715 CÔ LẬP BỀ MẶT PHÂN TÁCH LƯU CHẤT TRONG THÁP T-1556

UX-716 CÔ LẬP BỀ MẶT PHÂN TÁCH LƯU CHẤT TRONG DRUM D-1555

UX-717 XẢ ÁP THÁP T-1556

UX-718 CÔ LẬP BỀ MẶT PHÂN TÁCH LƯU CHẤT TRONG DRUM D-1559

UX-719 XẢ ÁP DRUM D-1553

9.3 Dừng khẩn cấp phân xưởng bởi người vận hành

9.3.1 Giới thiệuDưới đây là những nguyên nhân chung nhất, hậu quả và những thao tác phải thực hiện của dừng khẩn cấp. Trong một vài trường hợp, phải thực hiện một số thao tác do ảnh hưởng của dừng khẩn cấp. Lúc này, người vận hành cần phải kiểm tra đầy đủ những ảnh hưởng liên quan và những phát sinh khẩn cấp này. Hơn nữa, nếu cần thiết, người vận hành có thể thực hiện những ảnh hưởng liên quan này một cách an toàn theo chế độ manual.

Một vài thao tác (thực hiện trên bảng công tắc vận hành bằng tay) được xem xét bởi người vận hành.

Những thao tác cần phải xem xét trước khi khởi động

Trong hầu hết các sự cố, khuyến cáo hoặc có thể bắt buộc dừng dòng nguyên liệu vào phân xưởng bằng cách kích hoạt hệ thống điều khiển khẩn cấp UX-001. Mỗi khi thực hiện thao tác này, cần phải:

Kiểm tra rằng nguyên liệu phải được bypass trở lại Feed surge drum

Kiểm tra tất cả các dòng tuần hoàn lại riser phải được dừng.

Kiểm tra dừng hệ thống phun hợp chất bị động kim loại.

Đóng tất cả các van điều khiển trên đường nguyên liệu và các đường tuần hoàn lại riser

Kiểm tra cho vận hành các dòng hơi nước phân tán, hơi nước stabilization và dòng hơi nước vào đáy riser.

ccxxxvi

Nếu sự cố xảy ra kéo dài 2 giờ, chuyển hệ thống thổi bằng fuel gas vào cụm phản ứng thành hệ thống thổi bằng nitơ.

9.3.2 Mất nguồn điện cung cấpMất nguồn điện sẽ gây ra dừng khẩn cấp phân xưởng. Áp suất hơi nước sẽ được giữ trong một thời gian ngắn. Tuy nhiên, trong nhà máy lọc dầu, mất nguồn điện sẽ kéo theo mất hơi nước, lúc này phải dừng hệ thống nước biển và BFW. Những thiết bị điều khiển và hiển thị hoạt động bằng hệ thống điện dự phòng trong khoảng thời gian mất điện tạm thời.

Những thao tác khẩn cấp và liên quan tiếp theo sẽ được thực hiện phụ thuộc vào việc mất nguồn cung cấp cục bộ hay toàn nhà máy.

Chú ý rằng khi xảy ra mất nguồn cung cấp, Air Blower và Wet Gas Compressor phải dừng ngay sau khi dừng bơm chạy bằng motor điện bơm nước biển đến thiết bị ngưng tụ bề mặt của turbine. Tham chiếu theo sự cố thiết bị được mô tả dưới đây.

Vấn đề là phải giữ phân xưởng trong điều khiển an toàn, nghĩa là những thiết bị điều khiển duy trì hoạt động bằng nguồn từ nguồn dự phòng hoặc từ hệ thống điện xoay chiều. Lúc đó sẽ xảy ra:

Dừng dòng nguyên liệu

Áp suất trong Disengager giảm nhanh

Mất chênh áp hai đầu van SCSV

Dừng hệ thống nước làm mát

Những thao tác sau đây cần phải thực hiện ngay:

a) Kích hoạt bộ UX-001, đóng tất cả những dòng nguyên liệu vào riser. Chuyển hệ thống điều khiển van RCSV, SCSV và plug valve sang chế độ manual và đóng hoàn toàn. Tắt hệ thống phun hợp chất bị động kim loại.

b) Giảm tối thiểu lượng hơi nước phân tán nguyên liệu sạch và hơi nước phân tán ngay tại những đầu phun của những dòng dầu khác.

c) Điều chỉnh chênh áp. Giảm lượng air đốt xuống đến 50% lưu lượng ở điều kiện vận hành bình thường nếu có thể.

d) Do mất hệ thống làm lạnh trên đỉnh Main Fractionator nên phải giảm thiểu việc sử dụng hơi nước vào riser

e) Dừng quá trình gia nhiệt hơi nước tại E-1522 và E-1524f) Dừng dòng hơi nước stripping vào tháp T-1503 & T-1504.

Cần phải ghi chú rỏ ràng nhu cầu lượng hơi nước được sử dụng giữa phân xưởng RFCC và PRU.

Mặc dầu PRU không nằm trong cụm RFCC nhưng là phức hợp nhóm RFCC. PRU vẫn phải chuyển sang vận hành chế độ khẩn cấp khi RFCC có sự cố. Khi lượng hơi

ccxxxvii

nước cao áp dùng cho máy nén C-2101 còn khoảng 30-35 tấn/h, dừng C-2101 để điều phối nhu cầu sử dụng hơi nước cao áp, khi phân xưởng RFCC đang trong tình trạng khẩn cấp.

Khi hệ thống điện cung cấp trở lại, kiểm tra hoạt động các bơm và các thiết bị làm lạnh bằng không khí. Khởi động lại phân xưởng theo qui trình khởi động bình thường.

9.3.3 Mất nguồn khí điều khiểnThông thường mất nguồn khí điều khiển chỉ trong thời gian ngắn nên phân xưởng được khởi động lại ngay sau khi hệ thống khí nén được cung cấp trở lại.

Tuy nhiên, mất khí điều khiển, yêu cầu phân xưởng phải dừng tạm thời. Bộ phận giám sát phải cài đặt lại áp tối thiểu cho hệ thống khí điều khiển để tiếp tục vận hành những van điều khiển có bộ phận truyền động với áp suất khí điều khiển thiết kế 4.0kg/cm2g. Mặc dù các thông số điều khiển luôn có khuynh hướng chuyển về vị trí đảm bảo điều kiện an toàn khi xảy ra sự cố nhưng người vận hành cần phải can thiệp để xử lý quá trình dừng vận hành. Nếu áp suất khí điều khiển đạt đến áp tối thiểu, hệ thống dừng khẩn cấp phải được kích hoạt.

a) Kích hoạt bộ UX-001 để bypass nguyên liệu từ riser vào lại trong Feed surge drum, đóng tất cả những đường dầu vào riser, tiếp tục đưa dispersion steam và stabilization steam vào để làm sạch riser.

b) Chuyển RCSV sang chế độ điều khiển manual và đóng hoàn toàn.c) Khi mức trong vùng stripper bắt đầu giảm, chuyển SCSV sang chế độ điều khiển

manual và đóng hoàn toàn.d) Cài đặt lượng hơi nước phân tán khoảng 50% lưu lượng vận hành bình thường và

giảm lượng hơi nước stripping đến 50% lưu lượng vận hành bình thường.e) Đóng plug valve nhưng hết sức cẩn thận tránh làm tràn vào tháp tái sinh thứ nhất.f) Điều khiển lượng air khoảng 50% lưu lượng nhưng cẩn thận tránh làm mất dòng

khí nâng.g) Khi nguyên liệu được tách ra khỏi vùng riser, áp suất trong disengager giảm mạnh.

Điều khiển áp suất để duy trì chênh áp giữa hai đầu SCSVh) Khởi động dòng torch oil và mở van bypass để giữ nhiệt độ trong tháp tái sinh

khoảng 600oC. Do mất hệ thống khí thổi và khí điều khiển nên có thể thiết bị điều khiển và hiển thị mức đưa ra tín hiệu sai. Quan sát những thông số vận hành liên quan, đặc biệt là nhiệt độ để hiểu đúng tình trạng hiện tại của phân xưởng. Chính vì thế cần phải theo dõi hết sức cẩn thận mỗi khi có sự di chuyển mức khi mất hệ thống khí điều khiển. Người vận hành cần tiếp tục theo dõi những vùng công nghệ có van điều khiển bằng tay.

i) Xác định thời gian sự cố. Nếu ít hơn 24 giờ, xúc tác có thể được giữ điều nóng trong tháp tái sinh bằng torch oil. Giữ áp suất trong disengager cao hơn tháp tái sinh ít nhất 0.1 kg/cm2 nhằm tránh air đi vào disengager.

ccxxxviii

j) Khi khí điều khiển được tái thiết lập trở lại, và điều khiển trở lại những van điều khiển bằng tay trong quá trình xảy ra sự cố. Kiểm tra quá trình thổi các thiết bị điều khiển để đảm bảo không bị tắt nghẽn và những thiết bị điều khiển đọc chính xác, hoạt động tốt.

k) Kiểm tra các nozzle đảm bảo chúng không bị tắt nghẽn và đưa chúng vào vận hành.

l) Khi hoàn tất các quá trình kiểm tra và chuẩn bị, khởi động phân xưởng trở lại theo qui trình khởi động bình thường.

Ghi chú: 1. Surge hoặc bị sốc là vấn đề chính thường xảy ra trong một khoảng vận hành ngắn nhất định của air blower. Snort valve, UV-822/823/824 sẽ về vị trí mở và van điều khiển khí nâng giữ nguyên vị trí khi xảy ra sự cố mất khí điều khiển. Điều quan trọng là nhằm tránh xúc tác từ tháp tái sinh thứ hai di chuyển ngược vào tháp tái sinh thứ nhất.

Cần phải kiểm tra khả năng vận hành Air blower trong điều kiện này theo Nhà chế tạo.

9.3.4 Sự cố mất hệ thống air tạo giả sôi, air thổi và aeration airDừng phân xưởng khi xảy ra sự cố mất hệ thống air tạo giả sôi, air thổi và aeration air. Lổi trong quá trình đọc của thiết bị điều khiển hoặc tuần hoàn xúc tác không ổn định sẽ gây nên hiện tượng rối điều khiển khi không có tác động của người vận hành.

a) Kích hoạt bộ UX-001 cắt dòng nguyên liệu vào riser, mở đường bypass, đóng tất cả những dòng dầu vào riser, điều chỉnh lưu lượng dòng hơi nước phân tán khoảng 50% lưu lượng vận hành.

b) Dừng hệ thống phun hợp chất bị động kim loạic) Chuyển hệ thống điều khiển RSCV sang chế độ manual và đóng hoàn toànd) Khi mức trong disengager giảm mạnh, chuyển hệ thống điều khiển SCSV sang chế

độ manual và đóng hoàn toàn. Đóng plug valve nhưng hết sức cẩn thận tránh tràn xúc tác vào tháp tái sinh thứ nhất.

e) Khi nguyên liệu được cắt khỏi riser, áp suất trong disengager giảm mạnhf) Điều chỉnh áp suất nhằm tạo chênh áp dương giữa hai đầu SCSV.g) Kiểm tra vì có thể tap tại thiết bị điều khiển cụm tháp phản ứng và tháp tái sinh ị

tắt nghẽn và đọc sai, đưa ra tín hiệu sai. Chính vì thế cần phải theo dõi hết sức chặt chẽ mỗi sự thay đổi trong tháp tái sinh. Điều chỉnh chặt chẽ sự thay đổi nhiệt độ trong tháp tái sinh bằng cách dùng torch oil. Tất cả các tap thiết bị điều khiển được kiểm tra tránh tắt nghẽn sau khi dòng earation air được thiết lập trở lại. Khi chắc chắn những táp này hoạt động tốt, không bị tắt nghẽn, phân xưởng được khởi động trở lại theo qui trình khởi động bình thường.

Ghi chú: 1. Trong quá trình vận hành bình thường, bên cụm disengager, khí tạo giả sôi, aeration và khí thổi được thực hiện bằng fuel gas. Trong

ccxxxix

quá trình khởi động hoặc trường hợp mất nguồn FG, fuel gas sẽ được thay thế bằng nitơ.

9.3.5 Mất hơi nướcKhi mất hơi nước, phân xưởng phải dừng khẩn cấp vì phải dừng Air Blower và Wet Gas Compessor và đồng thời mất hơi nước phân tán, hơi nước stripping và hơi nước stabilization.

a) Kích hoạt bộ UX-001, cắt dòng nguyên liệu vào riser và cho bypass, đóng tất cả các dòng dầu vào riser và dừng hệ thống phun hợp chất bị động kim loại nếu hệ thống này đang vận hành.

b) Đóng RCSV (SV-1501) bằng chế độ điều khiển manual. Duy trì dòng hơi nước phân tán càng lâu càng tốt nếu có thể nhằm làm sạch xúc tác trong riser.

c) Khi mức trong disengager giảm mạnh, chuyển hệ thống điều khiển SCSV (SV-1502) sang chế độ manual và đóng hoàn toàn. Đóng plug valve nhưng hết sức cẩn thận tránh tràn xúc tác vào tháp tái sinh thứ nhất.

d) Khi tất cả các dòng dầu vào riser đã bị cắt, áp suất hệ thống sẽ giảm mạnh. Cần thiết phải điều chỉnh áp suất để duy tri chênh áp cần thiết giữa hai đầu SCsv (SV-1502).

e) Chuyển càng nhiều càng tốt lượng xúc tác trong stripper sang tháp tái sinh thứ nhất bằng cách mở cẩn thận SCSV. Tránh để chênh áp xuống dưới 0.1 kg/cm2.

f) Khi mất hơi nước chạy turbine của Air Blower, tầng xúc tác trong tháp tái sinh bị tụt mạnh. Torch oil không được sử dụng để duy trì nhiệt độ trong tháp tái sinh khi không có quá trình tạo giả sôi thích hợp. Đảm bảo plug valve không được mở vì nó sẽ làm xúc tác từ tháp tái sinh thứ hai chuyển xuống tháp tái sinh thứ nhất. Đóng steam header vào cụm công nghệ trước khi áp suất của steam header giảm xuống dưới áp suất tháp tái sinh.

g) Wet Gas Compressor sẽ bị dừng vì mất nguồn hơi nước chạy turbine. Xả áp hệ thống Main Fractionator nhằm tránh nguy cơ hydrocarbons di chuyển ngược trở lại vào tháp tái sinh. Cài đặt mở van điều khiển xả áp PIC-458 tại đầu ra D-1514 tại áp suất khoảng 0.15 kg/cm2 trên áp suất vận hành bình thường nhằm tránh sự tụt nhanh mức trong disengager.

h) Hệ thống đường ống và thiết bị cụm slurry phải được flush để tránh hiện tượng tắt nghẽn khi hệ thống slurry bị nguội.

i) Xác định thời gian kéo dài sự cố. Nếu phân xưởng khởi động trở lại sau 48 giờ, phân xưởng sẽ được gia nhiệt bằng torch oil ngay sau khi Air Blower hoạt động trở lại. Nếu thời gian này kéo dài hơn 48 giờ thì xúc tác trong tháp tái sinh được rút ra hoàn toàn. Khi hơi nước được thiết lập trở lại, trước tiên cần phải đảm bảo các steam header cần phải được sấy khô và hướng về cụm công nghệ, sau đó mới khởi động dòng hơi nước stripping, hơi nước phân tán và stabilzation steam. Lúc này, khởi động lại phân xưởng theo qui trình khởi động bình thường.

ccxl

j) Nếu người vận hành không theo dõi để quá trình mất hơi nước xảy ra, quá trình tuần hoàn xúc tác sẽ dừng vì không có khí nâng bằng hơi nước vào riser. Nhiệt độ trong riser sẽ giảm mạnh khi cắt dòng nguyên liệu vào, điều này se gây ra dừng những cụm phát sinh và đóng nghẽn bên trong thiết bị, gây khó khăn và tăng chi phí làm sạch. Khi nhiệt độ trong tháp tái sinh cao có thể do nguyên nhân mất hơi nước phân tán, hơi nước stripping và stabilization steam khi dòng nguyên liệu không được dừng ngay lập tức.

k) Khi nguồn hơi nước được thiết lập trở lại, bắt đầu cho tuần hoàn hệ thống slurry, nếu có thể sử dụng torch oil như trong khởi động bình thường. Phải chắc chắn rằng, hơi nướcsử dụng vào stripper và Main Fractionator phải được sấy khô và thiết lập trở lại. Điều chỉnh áp suất ở tháp Main Fractionator để duy trì chênh áp giữa disengager và tháp tái sinh. Tại thời điểm này, phân xưởng được khởi động trở lại theo qui trình hướng dẫn khởi động bình thường.

9.3.6 Mất hệ thống Boiler Feed Water.Khi xảy ra mất hệ thống Boiler Feed Water (BFW), dừng phân xưởng. Kích hoạt bộ UX-001. Hơn nữa dừng cụm sản xuất hơi nước và kéo theo mất nguồn hơi nước. Khi xảy ra sự cố này, vận hành theo qui trình mất nguồn hơi nước. Khi mất BFW, cho bypass qua cụm xử lý khói (CO Boiler/Waste Heat Boiler), duy trì dòng nước tuần hoàn trong ống càng dài càng tốt để giữ mát ống. Wet Gas Compressor và hệ thống sản xuất hơi nước phải được dừng. Bảo vệ mức trong thiết bị, cho dừng các bơm khác.

Khi hệ thống BFW được thiết lập trở lại, tạo mức trong thiết bị sản xuất hơi nước và khởi động lại phân xưởng theo qui trình khởi động bình thường.

9.3.7 Mất hệ thống nước làm mátPhân xưởng RFCC sẽ ngừng ngẩn cấp khi mất hệ thống nước làm mát cụm Main Fractionator và cụm thu hồi khí. Mất hệ thống nước làm mát vào những thiết bị làm mát dầu cho Air Blower và Wet Gas Compressor sẽ là nguyên nhân gây trip Air Blower và Wet Gas Compressor.

Kích hoạt bộ UX-001, dừng dòng nguyên liệu vào riser, đóng tất cả những dòng dầu vào riser, điều chỉnh dòng hơi nước phân tán khoảng 50% lưu lượng ở điều kiện vận hành bình thường. Chuyển hệ thống điều khiển RCSV, SCSV và plug valve sang chế độ manual và đóng hoàn toàn. Tiếp tục vận hành cho đến khi thiết bị làm mát dầu cho hệ thống Air Blower và Wet Gas Compressor cần phải đưa nước làm mát vào thì ngừng Air Blower và Wet Gas Compressor.

Để giảm công suất những thiết bị làm mát cụm Main Fractionator, lượng hơi nước sử dụng cụm tháp phản ứng và tháp tái sinh được giảm thiểu. Khi ngừng hoạt động Air Blower, cần phải xả áp hệ thống Main Fractionator để giảm tối thiểu chênh áp giữa

ccxli

disengager và tháp tái sinh. Áp suất trong disengager cần phải giữ lớn hơn áp suất tháp tái sinh thứ nhất khoảng 0.15 kg/cm2.

Khi hệ thống nước làm mát được thiết lập trở lại, phân xưởng được khởi động theo qui trình khởi động bình thường. Bộ phận nhân sự nhà máy phải nghiên cứu những ảnh hưởng do sự cố mất hệ thống nước làm mát gây ra để phát triển chi tiết và vận hành tối ưu nhà máy.

9.3.8 Mất hệ thống nước biển làm mátNước biển được sử dụng như chất làm mát trong thiết bị ngưng tụ bề mặt của Air Blower và Wet Gas Compressor. Chính vì thế khi mất hệ thống nước biển làm mát, turbine làm việc không hiệu quả sẽ gây ra trip tự động Air Blower và Wet Gas Compressor. Vận hành theo qui trình vận hành khi có sự cố của Air Blower và Wet Gas Compressor.

9.3.9 Sự cố đối với Air Blower.Khi Air Blower gặp sự cố, kích hoạt bộ UX-005 để dừng phân xưởng, kéo theo bộ UX-001 và UX-002 sẽ bị kích hoạt. Áp suất trong tháp tái sinh sẽ giảm mạnh, có thể gây ra hiện tượng dòng ngược tại RCSV nếu người vận hành không tác động tức thời.

Xả ra đuốc đốt để giảm áp suất Main Fractionator nhằm giảm thiếu chênh áp giữa disengager / tháp tái sinh. Mở bypass cho dòng nguyên liệu sạch vào Feed Surge Drum, đóng tất cả các dòng dầu vào riser. Giảm lượng hơi nước stripping đến 50% lưu lượng ở chế độ vận hành bình thường và đồng thời giảm tất cả các đường hơi nước vào những đầu phun khác nếu chúng đang hoạt động. Chuyển hệ thống điều khiển RCSV và SCSV sang chế độ manual và đóng hoàn toàn. Hệ thống điều khiển Plug valve cũng được chuyển sang chế độ manual và đóng hoàn toàn. Áp suất trong disengager cần được giữ lớn hơn áp suất trong tháp tái sinh khoảng 0.15 kg/cm2.

Xúc tác có thể chạy ngược vào dòng air đầu xả của Air Blower nên hết sức cẩn thận khi dòng air được thiết lập trở lại. Thông thường, khi khởi động lại Air Blower, các thao tác được thực hiện như sau:

Đóng tất cả các van điều khiển trên đường vào air ring của tháp tái sinh thứ nhất.

Mở dòng plant air vào đường nâng xúc tác giữ tháp tái sinh thứ nhất và tháp tái sinh thứ hai. Cho vào blast point cao nhất trước sau đó mới đến những blast point thấp hơn dọc theo đường nâng xúc tác.

Trước khi khởi động lại Air Blower, phải kiểm tra tất cả những đường air trước check valve đầu vào không có mặt xúc tác. Kiểm tra chắc chắn check valve ở vị trí đóng.

Đường nối Plant air nằm trước air ring trong tháp tái sinh. Những đường nối plant air này phải được vận hành để làm sạch các air ring không bị tích tụ xúc

ccxlii

tác. Lượng xúc tác chạy ngược vào lò đốt không khí được kiểm tra bằng trực

quan. Trong trường hợp lượng xúc tác này khá lớn, nối đường blast vào để thổi không khí nhằm làm sạch đường ống. Những đường nối này được vận hành thứ tự từng cái một, ưu tiên vận hành những đường nối gần tháp tái sinh trước.

Khi Air Blower bắt đầu khởi động, lượng khí nâng tăng dần lên, lúc này phải giảm dần lượng Plant air để giảm thiểu lượng khí thổi.

Sau khi làm sạch tất cả các đường air, Air Blower có thể được khởi động trở lại theo qui trình hướng dẫn của nhà chế tạo.

Mở các van điều khiển trên đường vào R-1 ring. Quá trình này thực hiện từ từ nhằm tránh tổn thất lượng khí nâng.

Khi tất cả các dòng air được thiết lập trở lại, phân xưởng được khởi động lại theo qui trình khởi động bình thường.

Ghi chú: 1. Phân xưởng được khởi động trở lại nếu nhiệt độ xúc tác không quá thấp (trên 400oC)

2. Sự cố gây dừng Air Blower có thể gây ra bởi nhiều nguyên nhân về mặt cơ khí nên kéo dài trong khoảng thời gian dài, phân xưởng được dừng theo qui trình dừng bình thường và tiến hành rút xúc tác ra khởi cụm tháp phản ứng/ tháp tái sinh.

Khi dừng Air Blower, tầng xúc tác giả sôi bị tụt mạnh, chính vì thế không phải tất cả xúc tác được tái sinh và làm nguội.

Những vấn đề nổi cộm liên quan đến quá trình rút xúc tác khi không vận hành Air Blower được đề cập sau đây:

Khả năng giữ đủ áp suất trong tháp tái sinh để chuyển hết tất cả xúc tác vào trong hopper (tạo chênh áp khoảng 0.7 kg/cm2 bằng plant air)

Làm nguội xúc tác trong tháp tái sinh xuống dưới 300oC nhằm tránh cốc bị cháy trở lại trong cả đường chuyển xúc tác và spent catalyst hopper. Trong suốt quá trình rút xúc tác, cần phải khảo sát cẩn thận nhiệt độ trong tháp tái sinh, disengager / stripper và trên đỉnh spent catalyst hopper.

Trước khi rút xúc tác, phải tuân thủ theo yêu cầu an toàn của nhà máy, cần thiết phải lắp đặt blind để rút đường ống khỏi hệ thống chân không từ xe tải cuối với lượng xúc tác còn lại trong ống.

9.3.10 Sự cố bơm nguyên liệu Khi bơm nguyên liệu xảy ra sự cố, phải kích hoạt hệ thống dừng khẩn cấp. Kích hoạt bộ UX-001 dừng dòng nguyên liệu và những dòng tuần hoàn lại riser, mở đường bypass qua riser.

ccxliii

Nếu có bơm dự phòng, khởi động nhanh bơm dự phòng này, đưa phân xưởng trở lại vận hành sau một khoảng thời gian ngắn. Nếu không thể khởi động bơm nguyên liệu, duy trì phân xưởng trong trạng thái tuần hoàn nóng.

a) Điều chỉnh lưu lượng hơi nước phân tán tối đa ở điều kiện vận hànhb) Chuyển hệ thống điều khiển RCSV sang chế độ manual và điều khiển tuần hoàn

xúc tác. Chuyển chế độ điều khiển của lưu lượng nguyên liệu sang chế độ manual và đóng hoàn toàn

c) Khi nguyên liệu được cắt khỏi phân xưởng, áp suất trong disengager giảm mạnh. Điều chỉnh cân bằng áp suất để giữ chênh áp dương giữa disengager và tháp tái sinh (> 0.15 kg/cm2).

d) Khởi động torch oil vào tháp tái sinh ngay để giữ nhiệt độ xúc tác khoảng 600oCe) Khi nguyên liệu được hoạt động trở lại, tái thiết lập các thông số vận hành bình

thường trước khi đưa nguyên liệu vào riser (Nhiệt độ ra khỏi riser khoảng 530oC, cân bằng áp suất,…) và khởi động phân xưởng theo qui trình khởi động bình thường.

9.3.11 Sự cố đối với những bơm khácKhi xảy ra sự cố đối những bơm khác, phân xưởng RFCC sẽ có thể không dừng khẩn cấp ngoại trừ bơm dự phòng không khởi động được. Trong trường hợp bơm dự phòng không vận hành được, có thể tiếp tục vận hành bằng cách điều chỉnh vận hành phân xưởng. Cần phải nghiên cứu những trường hợp sự cố bơm để cố gắng không dừng phân xưởng.

9.3.12 Mất hệ thống fuel gasThông thường, khi mất hệ thống fuel gas, phân xưởng RFCC vẫn tiếp tục vận hành. Fuel gas sử dụng trong CO Boiler. Chuyển nguồn nhiên liệu chính từ dòng fuel gas sang dùng dòng fuel oil, vì thế nếu có thể CO Boiler vẫn cố gắng duy trì vận hành . Khi xảy ra sự cố hệ thống lò đốt CO, phân xưởng RFCC sẽ phải dừng vì lúc này lượng CO trong dòng khói ra tháp tái sinh thứ nhất được xả thẳng ra môi trường. Lúc này, cần phải giảm lưu lượng nguyên liệu để đảm bảo tiêu chuẩn môi trường.

Trong trường hợp sự cố đối với hệ thống fuel gas, có thể dùng nguồn fuel oil tối đa để thay thế và kéo dài thêm thời gian vận hành CO càng lâu càng tốt nếu có thể.

Nếu nguyên liệu được cắt khỏi phân xưởng, cụm tháp phản ứng/ tháp tái sinh có thể duy trì chế độ tuần hoàn nóng trong vòng 24 giờ bằng cách sử dụng torch oil. Nếu sự cố kéo dài quá 24 giờ, xúc tác phải được rút ra theo qui trình dừng bình thường.

Khi lò đốt CO có sự cố, nhiệt cung cấp cho Waste Heat Boiler không đủ nên quá trình sản xuất hơi nước phải dừng. Khi dừng COB sẽ gây ra hàng loạt những tác động đến cân bằng hơi nước trong nhà máy, ngay cả đối với Air Blower và Wet Gas Compressor. Hơi nước từ thiết bị đun sôi từ phân xưởng phụ trợ để cung cấp bổ sung nhu cầu sử dụng hơi

ccxliv

nước. Khi giảm công suất RFCC, giảm Air Blower và Wet Gas Compressor dẫn đến giảm lượng hơi nước sử dụng. Nếu khả năng cung cấp hơi nước đến mức tới hạn, dừng dòng hơi nước cao áp và trung áp vào E-1522 và E-1524.

Khi hệ thống fuel gas hoạt động trở lại, thiết lập lại vận hành phân xưởng theo qui trình khởi động bình thường.

9.3.13 Sự cố Wet Gas Compressor Khi xảy ra sự cố đối với Wet Gas Compressor, giảm lưu lượng nguyên liệu sạch và vẫn có thể dẫn đến dừng phân xưởng RFCC. Lúc này vận hành theo qui trình khẩn cấp của nhà vendor Wet Gas Compressor nhằm bảo vệ Wet Gas Compressor.

Nếu dừng phân xưởng trong thời gian ngắn, giảm lưu lượng nguyên liệu xuống 60% lưu lượng ở điều kiện vận hành bình thường và xả khí trong receiver trên đỉnh Main Fractionator ra flare.

Nếu không thể xả ra flare hoặc không thể điều khiển được áp suất:

a) Kích hoạt bộ UX-001 để dừng dòng nguyên liệu tất cả những đường tuần hoàn vào riser

b) Chuyển hệ thống điều khiển các slide valves và plug valve sang chế độ điều khiển manual

c) Điều khiển áp suất trong disengager cao hơn áp suất trong tháp tái sinh. Nếu cần thiết, đưa dòng fuel gas vào receiver trên đỉnh Main Fractionator. Cố gắng duy trì tuần hoàn xúc tác càng lâu càng tốt, giữ chênh áp giữa hai đầu spent catalyst slide valve lớn hơn 0.15 kg/cm2 và hơi nước nâng xúc tác trong riser (tốc độ tối thiểu :5 m/s)

d) Nếu duy trì tuần hoàn xúc tác, kiểm tra hệ thống xử lý dòng khói ra ( mức trong steam drum), kiểm tra mức trong main fractionator và nhiệt độ trong tháp tái sinh, dùng torch oil để duy trì nhiệt độ xúc tác khoảng 600oC

1. Nếu tuần hoàn xúc tác nhưng không thể duy trì điều kiện như mong muốn (cân bằng áp suất không ổn định, nhiệt độ trong tháp tái sinh quá cao hoặc quá thấp), kích hoạt bộ UX-002 để dừng phân xưởng

2. Hơn nữa, dùng hệ thống khí đã xử lý từ Gas Recorvery để thổi rửa hệ thống thiết bị điều khiển cụm disengager. Tự động chuyển sang dòng nitơ thay vì off gas khi Wet Gas Compressor dừng. Điều khiển chặt chẽ vận hành dòng nitơ (mở van PV-367B).

Khi Wet Gas Compressor được khởi động trở lại theo qui trình nhà Vendor, phân xưởng được khởi động lại theo qui trình khởi động bình thường.

Ghi chú: 1. Khi Wet Gas Compressor xảy ra sự cố do những nguyên nhân cơ khí, kéo dài trong khoảng thời gian dài, cần phải dừng phân xưởng và thực hiện qui trình rút xúc tác.

ccxlv

2. Khi dừng Wet Gas Compressor, giảm công suất sản xuất off gas đến hệ thốn`g khí nguyên liệu của nhà máy. Vì nguồn off gas từ RFCC là nguồn nhiên liệu chính trong nhà máy, nên cần phải quản lý nguồn fuel gas và fuel oil một cách hợp lý để không làm mất hệ thống khí nhiên liệu trong nhà máy. Nếu cần thiết, dùng tối đa lượng fuel oil để đốt thay cho fuel gas tại nhưng đầu đốt chính (các thiết bị đun sôi bên phân xưởng phụ trợ, CDU, COB) và cụm bay hơi LPG.

9.3.14 Sự cố của các slide valve và plug valveKhi những slide valve và plug valve xảy ra sự cố, phân xưởng có thể tiếp tục vận hành phụ thuộc bản chất từng sự cố và sự cố xảy ra tại những van nào. Có thể dùng hệ thống điều khiển bằng tay tại site để điều khiển những slide valve này theo chế độ điều khiển manual. Lúc này, điều quan trọng là phải tiếp tục điều chỉnh các thông số điều khiển vận hành và kết nổi chặt chẽ giữa người vận hành trong DCS và người vận hành tại những van này ngoài site. Nếu plug valve xảy ra sự cố, phân xưởng tiếp tục vận hành bằng cách điều chỉnh mức xúc tác trong tháp tái sinh thứ nhất cũng như chênh áp giữa hai tháp tái sinh. Nếu điều khiển không đạt được chế độ ổn định nhanh, có thể dừng phân xưởng.

a) Nếu điều khiển không đạt được chế độ ổn định nhanh kích hoạt bộ UX-001 để dừng dòng nguyên liệu vào riser, đóng tất cả các dòng dầu tuần hoàn vào riser, dừng hệ thống phun hợp chất bị động kim loại nếu hệ thống này đang làm việc.

b) Đóng RCSV bằng chế độ điều khiển manual hoặc bằng tay quay. Nếu RCSV không thể đóng được, giảm lưu lượng dòng hơi nước phân tán, vòng hơi nước ở đáy riser và dòng stabilization steam xuống 20% để áp suất trong riser giảm xuống

c) Điều khiển áp suất để giữ chênh áp dương giữa hai đầu SCSV. Chênh áp giữa hai đầu RCSV có thể giảm xuống đến zero nếu áp suất riser giảm.

d) Giữ áp suất trong disengager cao hơn áp trong tháp tái sinh khoảng 0.15 kg/cm2

Ghi chú: 1. Nếu các slide valve xúc tác bị kẹt ở vị vị trí đóng, kiểm tra bộ UX-001 và UX-002 đã được kích hoạt chưa

2. Nếu cả slide valve xúc tác bị kẹt ở vị trí đóng và bộ UX-001 đã kích hoạt, cố gắng chuyển điều kiển những van này sang manual và điều chỉnh độ mở của van nhằm giữ ổn định tuần hoàn xúc tác. Tốc độ tuần hoàn xúc tác được điều chỉnh theo độ mở của van đang bị sự cố.

3. Nếu những slide valve xúc tác xảy ra sự cố trong khoảng thời gian dài do một vài nguyên nhân về cơ khí, cần thiết phải dừng phân xưởng theo qui trình dừng bình thường và tiến hành qui trình rút xúc tác.

ccxlvi

9.3.15 Mất điều khiển áp suất trong tháp tái sinh (Slide valve trên đường khói ra xảy ra sự cố)Khi slide valve trên đường khói ra xảy ra sự cố, phân xưởng có thể vẫn giữ trạng thái vận hành phụ thuộc vào từng bản chất sự cố và xảy ra trên van nào. Phân xưởng có thể giữ vận hành bằng cách điều khiển độ mở của van bằng manual tại site. Điều quan trọng là tiếp tục điều khiển các thông số điều khiển và giữ kết nối tốt giữ người vận hành trong phòng điều khiển và người vận hành tại ngoài sitre tại van đang xảy ra sự cố.

Khi các thông số điều khiển không đạt được chế độ ổn định, kích hoạt bộ UX-001 để dừng dòng nguyên liệu và đóng tất cả các dòng dầu vào riser. Dừng hệ thống phun hợp chất bị động kim loại nếu hệ thống này đang hoạt động. Giữ áp suất trong disengager lớn hơn áp suất tháp tái sinh khoảng 0.15 kg/cm2.

Ghi chú: 1. Khi sự cố xảy ra tại các side valve trên đường khói ra do những nguyên nhân cơ khi kéo dài trong khoảng thời gian dài, cần thiết phải dừng phân xưởng phân xưởng theo qui trình dừng bình thường và tiến hành qui trình rút xúc tác.

9.3.16 Mất hệ thống điều khiểnKhi mất hệ thống điều khiển, phân xưởng vẫn có thể giữ vận hành trong thời gian ngắn khoảng 10-15 phút. Nếu sự cố kéo dài lâu hơn, dừng phân xưởng bằng cách kích hoạt bộ UX-001 và UX-002.

9.3.17 Sự cố dòng dầu ngượcSự cố dòng dầu ngược xảy ra khi dòng dầu phun vào riser đi ngược vào tháp tái sinh thứ hai thay vì được nâng lên ống riser do nguyên nhân tăng đột ngột áp suất trong disengager và giảm đột ngột áp suất trong tháp tái sinh thứ hai. Sự cố này được nhận ra khi nhiệt độ trong trong tháp tái sinh thứ hai tăng đột ngột vượt quá giới hạn thiết kế cho phép và có thể rất nguy hiểm.

a) Kích hoạt tức thời bộ điều khiển UX-002 và UX-001, kiểm tra các slide valve xúc tác phải được đóng hoàn toàn. Kiểm tra dòng nguyên liệu đã được bypass khỏi riser, đóng tất cả các dòng dầu tuần hoàn lại riser.

b) Giảm lưu lượng air nếu nhiệt độ vẫn tiếp tục tăngc) Thiết lập áp suất trong disengager cao hơn áp trong tháp tái sinh. Nạp fuel gas vào

receiver trên đỉnh tháp Main Fractionator.d) Khởi động lại ngay sau khi sự cố dòng dầu ngược xác định được nguyên nhân và

đã được khắc phục.Ghi chú: 1. Trong công nghệ R2R, xúc tác sau khi tái sinh được rút ra ống đứng rút xúc

tác bên ngoài nên xúc tác này làm kín và ngăn chặn dòng dầu ngược.

ccxlvii