EDC 精制工序真空塔系统改造

李 闯，李昆伦，朱志勇

（天津乐金渤海化学有限公司，天津300452）

天津乐金渤海化学有限公司的氯乙烯装置采用乙烯路线的平衡氧氯化法，引进西方化学的专利技术。其过程是利用乙烯与氯气生产1，2-二氯乙烷（EDC），经精制的EDC 进行裂解生成氯乙烯单体（VCM）与氯化氢（HCl），精制后的HCl 用于氧氯化生产EDC，VCM 送至聚合装置生产聚氯乙烯（PVC）。装置分为氧氯化、直接氯化、EDC 精制、EDC裂解和VCM 精制等5 个主要生产工序。主要原料为氧气、氯气和乙烯，其中氯气来自该公司的烧碱装置，氧气由外部的气体工厂提供，乙烯则依靠从国外进口。

上述各生产工序都涉及到含EDC 物料的处理，这些物料都需要送到EDC 精制工序。所以，虽然EDC 精制工序的主要设备为工作原理相对简单的精馏塔，但是在流程上EDC 精制工序又有着一定的灵活性和复杂性。

1 EDC 精制工序原设计工艺流程

EDC 精制工序的作用是将反应工序生产的粗EDC、其他工序返回的循环EDC 及回收的含EDC物料通过精馏过程精制成裂解炉进料级精EDC。该工序主要设备包括头塔系统、高沸塔系统、真空塔系统等。

氧氯化工序生产的粗EDC 进入头塔。在头塔中，水和低沸物从塔顶被除去，EDC 和高沸点组分走底部并送到高沸塔。在高沸塔中，精EDC 从靠近顶部的塔盘侧线采出，包括固体、高沸物和铁浓缩物的重组分则从塔底连续排放到真空塔。在真空塔中，来料EDC 中的杂质进一步浓缩到85%～89%的浓度从塔底输出，塔顶抽出精EDC。真空喷射器和一个EDC 循环系统用于保持真空塔操作需要的真空度。另外，来自EDC 裂解工序和VCM 精制工序的回收EDC 和循环EDC 等各股物料，也会根据组成的不同进入真空塔或高沸塔的不同塔盘。正常运行时，头塔和真空塔所需的热量由各自的再沸器提供。在西方化学的技术中，考虑到热量的充分利用，直接氯化工序的HTDC 反应器与高沸塔的关联运行极为紧密。HTDC 反应器用于生产EDC，C2H4和Cl2在液态EDC 循环物料中，在FeCl3催化剂作用下发生放热反应生成EDC。正常运行时，HTDC 反应器顶部气相EDC 出料进入高沸塔最下层塔盘以下，借此将反应热移出并提供给高沸塔用于精馏，而高沸塔底部液相物料被送到HTDC 反应器以保持反应器中的液位。EDC 精制工序原设计流程简图见图1。

图1 EDC精制工序原设计流程简图

2 真空塔系统的改造

由于EDC 精制工序在整个装置中处于串连其他各工序的位置，本身的工艺流程又较为复杂，所以一直都是技术改造的主要着眼点。自原始开车，该工序经历了大大小小多次技改，使得目前的工艺流程已和原设计有了很大不同。其中，真空塔系统在设备本身和流程上都有很大改变，下面就重点改造内容做详细说明。

2.1 物料处理能力提高改造

（1）改造背景

2008 年，该公司进行了提升产能的技术改造，主要的改造对象为能力不足的输送泵、换热器及相关的仪表和调节阀等。EDC 精制工序的精馏塔在设计上的塔板负荷为正常运行的120%，理论计算的处理能力提高仍在该范围之内，所以当时精馏塔未进行相应的改造。但在扩能后的实际运行中发现当装置负荷较高时各工序的处理物料都不同幅度地增加，而如前文中所述EDC 精制工序在整个装置中又处于串连各工序的位置，这导致了该工序精馏塔的物料处理量增加超出了预期，其操作弹性的牺牲过大，精馏塔的调节能力变差。2009 年开始开展节能降耗工作，严格控制乙烯、天然气、蒸汽等原料和能源的消耗。EDC 精制工序的真空塔系统作为乙烯单耗控制中的重要一环，被要求进一步降低塔底高沸物中EDC 的含量，使得真空塔系统处理能力不足显得尤为突出。

（2）改造方案实施

2010 年，正式启动了真空塔扩能改造项目。在分析前期运行问题的基础上，又与国内在精馏技术研发领域知名的高校、专家进行大量的交流，最终确定了符合该公司实际情况的改造方案。因改造施工只能在短暂的装置检修时间内完成，故要求该塔的外壳和进料口等都不变，并保留塔内原塔盘固定圈和降液管。改造工作主要集中在塔内件的改造上，通过改造塔内件达到提高全塔理论板数、降低压力降、提高塔处理量的目的。真空塔原塔盘为40 层固定浮阀塔盘，改造方案将下部塔盘1#（底部）至7#、9#至13#、15#至19#，共17 层，全部更换为垂直筛板塔盘；将上部塔盘20#至40#（顶部）及下部因设进料管无法安装垂直筛板的8#、14#塔盘，共23层，在原固定浮阀塔盘上均匀增加筛孔。另外，原进料位置也由14#塔盘改到20#塔盘。

下部提馏段包含17 层垂直筛板塔盘，每层塔盘56 个传质单元（长190 mm，宽70 mm），同时保留降液区附近26 个原固定浮阀，垂直筛板塔盘的溢流堰高由20 mm 调整为33 mm。垂直筛板塔盘的工作原理不是通常的气液两相鼓泡接触传质，而是气液并流喷射。来自上一层塔板的液体从降液管流出，横向穿过各排帽罩，经帽罩底部缝隙被吸入罩内，并与高速气流接触后改变方向呈环状膜向上运动，极不稳定的液膜被高速气流破碎成液滴，帽罩内气液两相处于湍流状态，进行激烈的传热与传质，而后两相流从罩壁小孔沿水平方向喷射而出，气相升至上一层塔盘板，液相落入原塔盘板，一部分又被吸入帽罩进行再次循环，另一部分随板上液流进入下排帽罩，最后通过溢流堰和降液管流入下一层塔板。所以，垂直筛板塔盘可以确保在空塔气速很大时不发生液泛，在相同塔径条件下可以处理更大量的汽液负荷并保持较高的分离效率。又由于两相流的喷射方向是水平的而不是向上的，其雾沫夹带率也很低。另外，由于塔盘上开孔较大且无活动部件，一般不易被较脏或粘性物料堵塞，气液又是在喷射状态下离开帽罩，高气速对罩孔本身也有较强的自冲洗能力，也确保了塔盘的抗堵性能。进料位置的改变也使提馏段有足够的理论板数进行传质分离。

上部精馏段的各层塔盘均为在原塔盘的946 个固定浮阀的间隙上增开9.0 mm 的筛孔，每层塔盘共增开665 个，塔盘的开孔率对比原塔盘增加约4%。各塔盘的溢流堰高保持20 mm，其余结构均未做改变。这样改造主要是考虑到扩能增加的气相负荷及维持适合的塔段压降。在方案检讨的过程中也设想过将精馏段全部更换为规整填料，但在综合考虑施工难度、以后检修难度等风险因素，最终没有采用填料。

（3）改造效果

通过改造提高了全塔的传质效率，对比原塔增加了1.5 块理论板，因此实现了减小回流比的操作，对比单位处理量能够节能，并基本达成提高10%处理能力和维持塔底料EDC 含量水平的改造目标。真空塔改造性能考核汇总见表1。

2.2 延长再沸器清理周期改造

（1）改造背景

2010 年以后，该公司VCM 装置始终保持高负荷运行，一些问题也逐渐显现。在高负荷运行下，HTDC 反应器的反应温度偏高，副反应增加，母液中高沸物增加，继而又会影响反应温度，如此恶性循环会使反应效果再进一步变差。这种情况在2012 年至2013 年特别严重，当时工艺上主要的应对措施是增加HTDC 反应器底部的排污和补加FeCl3催化剂来稳定反应状况，但效果有限。与此同时，由于HTDC 底部排污要送往真空塔处理，高排污量及排污中的高含铁量也对真空塔系统的运行造成很大的影响，主要表现在真空塔再沸器的清理周期严重缩短，至2 次/月。并且真空塔底料EDC 含量也难以维持正常水平，在每个清理周期内都会有相当比例的时间处于高EDC 含量出料，高时达到30%。

上述问题反映到运营成本上主要包括2 个方面。首先，真空塔底料主要为高沸物，最终需要送废气废液焚烧炉处理，底料中EDC 含量过高意味着原料乙烯的浪费。并且该公司的乙烯原料主要依靠国外进口，自2010 年乙烯进口价格一直维持高位，乙烯在VCM 生产总的原料成本中占比高达85%以上，这更使得成本恶化愈演愈烈。其次，高频度的再沸器清理也占用了大量的维修费用，经统计每次清理中拆装、吊车租用及高压水清理等费用合计约六万元，使得维修费超支严重，也影响了其他维修项目的进行。综上，延长真空塔再沸器清理周期的改造势在必行。

表1 真空塔改造性能考核汇总

（2）改造方案实施

2013 年该公司组织人员开展上述问题的研究工作。与之前合作过的高校、设计院、行业内的专家进行了深入的技术交流，形成了多个意向方案，其中以系统投加阻垢剂和真空塔并设一台小精馏塔2 个方案最受关注。经讨论，认为投加阻垢剂的方案虽然有同行业的工程应用，但仍存在引入其他不明杂质，这些杂质循环过程中对工艺系统造成不良影响等风险，最终没有选用。通过天津大学精馏研究中心协助进行了模拟计算和实验，最终结果也均在预期范围内，认为真空塔并设小精馏塔的方案在实施上更为稳妥，确定采用。

真空塔并设小精馏塔的方案初衷是降低真空塔的塔底温度，即提高塔底采出量至适当值，以延长其再沸器的清理周期；而高含量EDC 的塔底料可以送入小塔再进行回收EDC，最终使整个真空塔系统的高沸排放中的EDC 含量控制在合理范围内。小塔的设计以高负荷运行下的实际工况为基础数据，并且在设计过程中也要考虑设备型式的创新，尽可能避免堵塔、再沸器结焦快和方便检修等问题。即使小塔的再沸器清理周期比较短，也只是清理小再沸器，维修费用会大幅降低。实施该方案可以极大地缓解上运营成本上的压力。另外，小塔通过极小的流程改造就可以实现从原EDC 流程中切出，便于以后开展有关增加阻垢剂的测试工作。

在工艺流程上，仅增加小精馏塔及再沸器和底料输送泵，小精馏塔可用于处理真空塔底料和HTDC 反应器母液置换排料。小精馏塔的塔底料直接送高沸物储罐，顶部气相并入真空塔顶部冷凝系统，即该塔的操作压力与真空塔相同，其回流由真空塔回流泵供应。真空塔并设小精馏塔流程简图见图2。

具体的设备设计方案，小塔的内径为800 mm，全塔高9 330 mm（仅筒体未计封头）。由于塔径较小不适合开设人孔，故小塔设计成塔釜、提馏段、精馏段及顶封头可拆解型式，各段用法兰连接。其中，提馏段采用8 层大孔穿流筛板塔盘，板间距430 mm，最下层塔盘固定后通过拉杆和定距管实现其余塔盘的固定，在检修时可以在塔段拆解后整体抽出。提馏段塔盘这样设计的目的主要是考虑到防堵，以及避免在小空间内加入降液管、溢流堰等常规结构形成过多的死角。精馏段采用型号为250Y 的规整填料，填料高度为1 600 mm，上下分别用栅板式填料压圈和支撑对其固定，填料之上设有槽式液体分布器，塔段拆解后也可以方便取出。精馏段采用填料设计，主要依据天津大学精馏研究中心进行的有关工艺模拟、水力学计算和实验。另外，也是为了验证填料应用于处理含有高沸物这类粘性物料的可行性。小塔再沸器采用立式管壳式换热器，共2 台一开一备，换热面积为47 m2，换热管尺寸为Φ38×2.5 mm，长2 000 mm，共207 根，与真空塔再沸器相比主要是加大的换热管的内径，并提高了换热面积裕量，以延缓结焦时间。

图2 真空塔并设小精馏塔流程简图

在实施过程中，天津大学精馏研究中心负责全部塔内件的设计，并配合设计院完成小塔筒体及再沸器等承压设备的设计。考虑到改造现场管线错综复杂，对现场的熟悉程度和减少现场测绘工作量，设备和管道布置、土建及钢结构等设计由该公司自行完成，并利用CADWorx 软件生成了3D 模型和管道单线图用于指导具体施工。设备布置设计时主要考虑的内容是在真空精馏操作下，再沸器的上管板要高于塔釜正常液位，以确保静压头不大于换热管长度。管道布置过程中，也考虑到再沸器气相出口管线增加安全阀连接并接入原真空塔排放点。

（3）改造效果

改造增设的小精馏塔处理物料为HTDC 反应器母液和真空塔釜液，其实际处理能力为2 种物料合计进料量4 000～4 500 kg/h，其中真空塔釜液最大进料量为2 000 kg/h，操作弹性为75%～125%，满足设计要求。通过本次改造，实现了真空塔再沸器清理周期的延长，清理次数由22 次/a 以上下降到2 次/a；小塔的再沸器清理的频次为每年两三次，且清理时间和费用大幅缩减；真空塔系统排出的高沸残液中EDC 含量由改造前的平均28%下降到10%；能源消耗方面，小塔再沸器的蒸汽用量为650～740 kg/h 的7 kg/cm2g 蒸汽，塔底泵的额定功率为3.7 kW，有少量增加。但由于改造后真空塔釜液的EDC 含量要求放宽，使其再沸器的蒸汽用量有一定减小。经计算，此次改造的年综合收益为三百万元左右，投资回收期约为八个月。另外，此次改造成功的案例也验证了只要设计合理，填料完全可以胜任含有大量高沸物的粘性物料的分离。

3 结语

EDC 精制工序在整个VCM 装置中属于原理上简单但流程上复杂。也正因如此，该工序才存在更多的改善机会。本文所述的真空塔系统的有关提高处理能力和延长再沸器清理周期的改造，从本质上讲都未超出基本的传热传质原理，在通过模拟计算和实验充分论证的基础上，从设备本身和工艺流程上进行尝试、创新和突破，如采用垂直筛板塔盘、并设小精馏塔分担真空塔分离负担的流程设计以及有针对性的小精馏塔内件设计等。在上述改造实施后，均达到了设定目标，实现了装置产能提升和运营成本的降低。上述改造的成功也为以后成功地实施更多的改造拓宽了思路。