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

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

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

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

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

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

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

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

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

TBP >360
0
C >390
0
C
Điểm chớp cháy(
0
C) >100 >100
b. Lưu lượng và phần trăm sản phẩm ước tính
BH MIX
MG MD MG MD
%m
10^6
tấn/năm %m 10^6 tấn/năm %m
10^6
tấn/năm %m
10^6
tấn/năm
H2S 0.027 0.00089 0.023 0.00075 0.300 0.0098 0.255 0.0083
Gas 1.69 0.055 1.50 0.049 2.30 0.07 1.59 0.05
LPG 18.79 0.612 13.67 0.45 17.75 0.58 13.45 0.44
Xăng 53.01 1.726 32.60 1.06 49.80 1.62 31.67 1.03
LCO 13.98 0.46 40.54 1.32 14.55 0.47 40.35 1.31
Slurry 7.27 0.237 6.86 0.22 7.53 0.25 6.29 0.20
Cốc 5.23 0.170 4.81 0.16 7.77 0.25 6.40 0.21
Tổng 100 3.256 100 3.256 100 3.256 100 3.256
MG: xăng tổng = dòng HN + dòng LN

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

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

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

Stripper
31

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

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

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

+ H
2

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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

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