胡 騰 飛

(中石化巴陵石油化工有限公司，湖南 岳陽(yáng) 414014)

己內(nèi)酰胺水解開環(huán)聚合得到的聚合物中含質(zhì)量分?jǐn)?shù)90%左右的聚酰胺6(PA 6)和10%左右的己內(nèi)酰胺和低聚物[1-3]。己內(nèi)酰胺和低聚物的存在不僅增加了裝置己內(nèi)酰胺單體的消耗，而且對(duì)PA 6后序紡絲、注塑等非常不利。工業(yè)上一般先通過逆流熱脫鹽水萃取PA 6切片中的己內(nèi)酰胺和低聚物，然后再經(jīng)蒸發(fā)系統(tǒng)將固含量為10%(己內(nèi)酰胺和低聚物占開環(huán)聚合物總量的質(zhì)量分?jǐn)?shù))左右的萃取水濃縮至固含量為80%左右的己內(nèi)酰胺水溶液。但是萃取蒸發(fā)系統(tǒng)耗能較高，在聚合裝置運(yùn)行成本中占很大的比重，因此降低萃取蒸發(fā)系統(tǒng)的能耗對(duì)降低整個(gè)聚合裝置運(yùn)行成本至關(guān)重要。作者以60 kt/a己內(nèi)酰胺聚合裝置萃取蒸發(fā)系統(tǒng)為例，探討了影響萃取蒸發(fā)系統(tǒng)能耗的因素，分析了裝置節(jié)能改造的方案和效果，以期為同類裝置節(jié)能降耗提供參考。

1 聚合裝置萃取蒸發(fā)系統(tǒng)工藝流程

60 kt/a己內(nèi)酰胺聚合裝置萃取蒸發(fā)系統(tǒng)采用二效蒸發(fā)逆流工藝，其工藝流程為：萃取水經(jīng)加料泵加壓送入一效再沸器，被來自二效蒸發(fā)塔的二次蒸汽加熱后進(jìn)入一效蒸發(fā)塔，塔頂蒸出的水分經(jīng)冷凝器冷凝冷卻后，部分冷凝液經(jīng)回流泵送入蒸發(fā)塔作回流，部分冷凝液送入萃取工序；不凝氣經(jīng)真空噴射泵抽出，以維持塔頂負(fù)壓操作條件；濃縮的萃取水從二效蒸發(fā)塔塔底流出，經(jīng)加料泵輸送至己內(nèi)酰胺配置系統(tǒng)。萃取蒸發(fā)系統(tǒng)工藝流程見圖1。

圖1 萃取蒸發(fā)系統(tǒng)工藝流程Fig.1 Process flow of extraction evaporation system1一效蒸發(fā)塔；2一效再沸器；3一二效蒸發(fā)塔；4一二效再沸器；5一冷凝器

2 影響萃取蒸發(fā)系統(tǒng)能耗的因素

2.1 萃取水量

萃取水量直接與蒸汽消耗及切片質(zhì)量息息相關(guān)。正常情況下，萃取水量越大，PA 6切片中可萃取物含量越低，蒸汽用量越小。這是因?yàn)樵谀媪鬏腿∵^程中， PA 6切片密度比萃取水密度大，PA 6切片在重力作用下向下流動(dòng)，萃取水則向上流動(dòng)，所以提高萃取浴比(水與切片質(zhì)量比)，PA 6切片中可萃取物含量和萃取水中己內(nèi)酰胺的濃度降低，但是蒸汽用量會(huì)隨之增大[4]。在其他影響因素不變的情況下，不同萃取浴比時(shí)PA 6切片中可萃取物含量、萃取水中己內(nèi)酰胺含量及蒸汽用量見表1。

表1 不同萃取浴比下的蒸汽用量Tab.1 Vapor consumption under different extraction bath ratio

從表1 可知：可萃取物含量、蒸汽用量隨萃取浴比的提高而減?。划?dāng)萃取浴比為0.8:1.0時(shí)，可萃取物質(zhì)量分?jǐn)?shù)超過0.6%，此時(shí)成品切片等級(jí)降為一等品；當(dāng)萃取浴比為0.9:1.0時(shí)，此時(shí)蒸汽用量為4.39 t/h，可萃取物質(zhì)量分?jǐn)?shù)小于0.6%，同時(shí)兼顧了萃取效果和能耗。

2.2 萃取水溫度

萃取水溫度主要影響PA 6切片中可萃取物含量和蒸發(fā)系統(tǒng)進(jìn)料溫度。通常萃取水溫度越高，蒸發(fā)系統(tǒng)進(jìn)料溫度越高，蒸汽用量越大，但是萃取水溫度過高，容易在萃取塔內(nèi)形成氣泡，氣泡的形成易打破萃取塔系統(tǒng)濃度梯度，反而導(dǎo)致萃取效果不佳[5]。在其他影響因素不變的情況下，不同萃取塔底部進(jìn)水溫度時(shí)PA 6切片中可萃取物含量與蒸汽用量見表2。

表2 不同萃取水溫度下的蒸汽用量Tab.2 Vapor consumption at different extraction water temperature

從表2可知，萃取水溫度低于118 ℃時(shí)，萃取水溫度越高，可萃取物萃取效果越好，蒸汽用量越大，而萃取水溫度高于118 ℃時(shí)，可萃取物濃度反而上升，萃取效果變差。造成這種現(xiàn)象的主要原因是萃取塔濃度梯度被打破，塔頂出現(xiàn)大量水汽，大量切片在塔內(nèi)沸騰，所以萃取效果變差。萃取水溫度控制在110 ℃，可兼顧萃取效果和能耗。

2.3 蒸發(fā)回流量

萃取所用冷凝液中己內(nèi)酰胺含量越高，萃取效果越差，但是萃取和蒸發(fā)系統(tǒng)內(nèi)的水是循環(huán)利用的，所以冷凝液中己內(nèi)酰胺質(zhì)量分?jǐn)?shù)一般控制在0.3%以下，而塔頂冷凝液中己內(nèi)酰胺的含量由蒸發(fā)回流量決定，回流量的多少直接影響蒸汽用量。在其他影響因素不變的情況下，不同蒸發(fā)回流量時(shí)冷凝液中己內(nèi)酰胺含量、蒸汽用量見表3。從表3可知，蒸發(fā)回流量增加時(shí)冷凝液中己內(nèi)酰胺含量降低，PA 6切片中可萃取物含量同時(shí)也降低，蒸汽用量增加。

表3 不同蒸發(fā)回流量下的蒸汽用量Tab.3 Vapor consumption under different evaporation reflux

2.4 蒸發(fā)濃縮液固含量

蒸發(fā)出的濃縮液物料可與己內(nèi)酰胺單體混合后直接聚合使用，理論上加入的水的最佳質(zhì)量分?jǐn)?shù)為3%左右，但是濃縮液固含量過高，會(huì)導(dǎo)致聚合反應(yīng)堵管，且后期聚合需要補(bǔ)加水，過低則會(huì)導(dǎo)致系統(tǒng)能耗增加。在其他影響因素不變的情況下，不同蒸發(fā)濃縮液固含量時(shí)的物料狀態(tài)見表4。從表4可知，當(dāng)出料溫度超過128.5 ℃時(shí)，濃縮液固含量超過86%，此時(shí)濃縮液開始變稠，極易導(dǎo)致堵管發(fā)生。

表4 不同濃縮液濃度下的物料狀態(tài)Tab.4 Material state at different solid content of concentrated solution and different discharge temperature

3 蒸發(fā)技術(shù)及改造方案

3.1 蒸發(fā)技術(shù)

當(dāng)前，己內(nèi)酰胺聚合裝置的萃取蒸發(fā)系統(tǒng)主要采用多效蒸發(fā)(MEE)、熱力蒸汽再壓縮(TVR)、機(jī)械蒸汽再壓縮(MVR)3種工藝技術(shù)實(shí)現(xiàn)節(jié)能降耗的目的。這3種技術(shù)可單獨(dú)應(yīng)用，也可聯(lián)合應(yīng)用[6]。

3.1.1 MEE技術(shù)

MEE技術(shù)是將多個(gè)蒸發(fā)器串聯(lián)起來，前一個(gè)蒸發(fā)器產(chǎn)生的二次蒸汽不進(jìn)入冷凝器，而是作為后一個(gè)蒸發(fā)器的加熱介質(zhì)得以再次利用，即第一效的最高加熱溫度與最后一效的最低沸點(diǎn)溫度形成總溫差，分布于各個(gè)效，從而提高蒸汽的利用率[7-8]。

3.1.2 TVR技術(shù)

TVR技術(shù)是利用蒸汽噴射泵，以少量高壓蒸汽為動(dòng)力將部分二次蒸汽壓縮并混合一起進(jìn)入加熱室作為加熱蒸汽使用[9-10]。TVR系統(tǒng)結(jié)構(gòu)簡(jiǎn)單，消耗蒸汽而不消耗電能，費(fèi)用較低，但該技術(shù)二次蒸汽利用率只有70%左右，其余二次蒸汽則送往冷凝器冷凝。

3.1.3 MVR技術(shù)

MVR技術(shù)是通過軸流式或離心式壓縮機(jī)對(duì)蒸發(fā)器中產(chǎn)生的二次蒸汽進(jìn)行壓縮，讓壓力、溫度升高，熱焓增加，然后再送到蒸發(fā)器的加熱室當(dāng)作加熱蒸汽使用，使被加工的料液維持沸騰狀態(tài)，而加熱蒸汽本身則冷凝成水[11-12]。

從節(jié)能效果來看，MEE技術(shù)節(jié)能率隨著效數(shù)的增多而增大，三效比二效蒸發(fā)節(jié)能20%～30%，但效數(shù)達(dá)到五效后，節(jié)能效果已不太明顯；TVR技術(shù)綜合能耗為介于二效蒸發(fā)和三效蒸發(fā)之間；MVR技術(shù)綜合能耗為三效蒸發(fā)的30%左右，能耗最低[12,7]。從投資來看，TVR技術(shù)投資與三效蒸發(fā)投資接近，投資較少，關(guān)鍵部件蒸汽噴射泵工作安全可靠性高；MVR技術(shù)投資是三效蒸發(fā)投資的3倍左右，投資較大，且設(shè)備維修費(fèi)用較高、操作控制較難。

3.2 改造方案

考慮到項(xiàng)目為改造項(xiàng)目，雖然采用雙效蒸發(fā)+MVR技術(shù)單位產(chǎn)品綜合能耗最低，但改造需增加一臺(tái)蒸汽循環(huán)壓縮機(jī)，在現(xiàn)有框架上無法滿足設(shè)備布置要求，且MVR技術(shù)設(shè)備投資較大，因此項(xiàng)目選擇采用三效蒸發(fā)+濃縮液閃蒸技術(shù)進(jìn)行改造，以提高蒸汽的利用率，達(dá)到節(jié)能降耗的目的。主要改造措施為：新增設(shè)備一效蒸發(fā)塔, 一效再沸器；將原有一效蒸發(fā)塔改為二效蒸發(fā)塔，二效蒸發(fā)塔改為三效蒸發(fā)塔；新增閃蒸釜系統(tǒng)。

改造后的三效蒸發(fā)工藝流程見圖2。自萃取工序來的萃取水經(jīng)加料泵送至一效再沸器，經(jīng)二效蒸發(fā)塔來的二次蒸汽加熱后進(jìn)入一效蒸發(fā)塔，塔頂蒸出的水分經(jīng)冷凝器冷卻后進(jìn)入回流液收集罐，塔底提濃后的萃取水通過進(jìn)料泵送入二效再沸器，經(jīng)三效蒸發(fā)塔來的二次蒸汽加熱后進(jìn)入二效蒸發(fā)塔，二效蒸發(fā)采用微正壓操作。二效蒸發(fā)塔塔底濃縮液通過進(jìn)料泵送入三效再沸器，三效再沸器的熱源為新鮮的低壓蒸汽0.6 MPa，三效蒸發(fā)為正壓操作，三效蒸發(fā)塔提濃后濃縮液輸送至濃縮液儲(chǔ)罐，配置后經(jīng)過加熱器進(jìn)一步加熱，然后進(jìn)入閃蒸釜和填料塔進(jìn)行閃蒸，供聚合裝置生產(chǎn)使用。

圖2 改造后萃取蒸發(fā)系統(tǒng)工藝流程Fig.2 Improved extraction evaporation system process1一一效蒸發(fā)塔；2一一效再沸器；3一二效蒸發(fā)塔；4一二效再沸器；5一三效蒸發(fā)塔；6一三效再沸器；7一冷凝器；8一閃蒸釜

工藝參數(shù)方面，控制萃取浴比為0.9:1.0，萃取水溫度為110 ℃，蒸發(fā)系統(tǒng)萃取水進(jìn)料量為8～10 t/h，一效系統(tǒng)壓力為-0.061～-0.055 MPa，二效系統(tǒng)壓力為常壓，三效系統(tǒng)壓力為0.3 MPa左右，蒸發(fā)回流量在900 kg/h，出料濃縮液固含量為86%左右。

4 改造效果

4.1 節(jié)能效果

從表5可以看出，項(xiàng)目改造后，蒸發(fā)系統(tǒng)蒸汽消耗由改造前的4.69 t/h下降至3.38 t/h，下降幅度27.9%，循環(huán)水消耗下降80 t/h，儀表空氣消耗下降8 Nm3/h，電耗增加16.4 kWh。按ZBG 01001—88《化工企業(yè)能源消耗量和節(jié)約量計(jì)算通則》進(jìn)行計(jì)算，改造后每年可節(jié)約能耗3.48×107MJ，達(dá)到了節(jié)能降耗的目的。

表5 改造前后系統(tǒng)綜合能耗對(duì)比Tab.5 Comparison of comprehensive energy consumption before and after transformation

4.2 經(jīng)濟(jì)效益

項(xiàng)目改造后，除能耗大幅降低外，廢水減排量、己內(nèi)酰胺原料消耗也有一定程度下降。項(xiàng)目總成本費(fèi)用見表6。

表6 項(xiàng)目總成本費(fèi)用Tab.6 Total project cost

從表6可以看出，新增投資415萬元(不含增值稅)后，每年可降低總成本151.41萬元，即實(shí)施后以較小的投資，可顯著降低生產(chǎn)成本, 獲得較好的投資回報(bào)。

5 結(jié)論

a. 影響己內(nèi)酰胺聚合裝置萃取蒸發(fā)系統(tǒng)蒸汽消耗的因素包括萃取水量、萃取水溫度、蒸發(fā)回流量、蒸發(fā)濃縮液固含量。

b. 采用三效蒸發(fā)+濃縮液閃蒸技術(shù)對(duì)60 kt/a己內(nèi)酰胺聚合裝置進(jìn)行改造，同時(shí)控制萃取水浴比為0.9:1.0、萃取水溫度為110 ℃、蒸發(fā)回流量為900 kg/h、濃縮液固含量為86%，PA 6切片中可萃取物含量控制在0.6%以內(nèi)，每年可節(jié)約能耗3.48×107MJ，降低總成本151.41萬元。