1.精餾塔操作及自動控制系統的改進

問：蒸汽壓力突然變化時，將直接影響塔釜難揮發組分的蒸發量，使當時塔內熱量存在不平衡，導致氣-液不平衡，為此如何將塔釜熱量根據蒸汽進料量自動調節達到相對穩定，從而保證塔內熱量平衡是問題的關鍵。在生產過程中，各精餾塔設備已確定，塔釜蒸發量與氣體流速成正比關系，而流速與塔壓差也成正比關系，所以控制好塔頂、塔釜壓力就能保證一定的蒸發量，而在操作中，塔頂壓力可通過塔頂壓力調節系統進行穩定調節或大部分為常壓塔，為此，穩定塔釜壓力就特別重要。于是在蒸汽進料量不變情況下，我們對蒸汽壓力變化情況與塔釜壓力的變化進行對比，發現兩者成正比關系，而且滯后時間極小。于是將蒸汽進料量與塔釜壓力進行串級操作，將塔釜壓力信號傳遞給蒸汽流量調節閥，蒸汽流量調節閥根據塔釜壓力進行自動調節，通過蒸汽進料量自動增大或減少，確保塔釜壓力穩定，從而保證了精餾操作不受外界蒸汽波動的影響。

我們在討論精餾塔的控制方式，主要分析的是工藝系統對塔的影響，公用工程幾乎不對內部有制約。實際上也是如此。舉例分析：蒸汽系統的壓力突然變化的系數要遠遠小于一個精餾塔內部壓力變化的系數，也就是說蒸汽系統的壓力對比塔壓是更趨于穩定；基于這個原因塔壓的控制才可以串級控制再沸器的進入蒸汽流量。如果發現蒸汽系統的壓力發生了變化，塔壓基本沒法和加熱蒸汽流量串控了。

第二塔的壓差基本只是一個參考數據，一般不對塔壓差進行控制。盡管塔壓差過高我們要采取一定的措施。

DCS/SCS/APC等技術伴隨著大容量的工業電腦的應用，投入成本逐漸下降，精餾塔的高級智能控制也成為可能，比如APC/SCS等技術，精餾產品純度也得到保證。可是這些系統其實很脆弱，由于影響這些先進控制的外來因素的影響，DCS操作工隨時都可能摘除這些控制，回到DCS的水平，進行人工干預。

問：個人認為首先蒸汽壓力的波動可以直接影響釜溫和塔釜壓力的不穩定,同時造成踏內壓差的波動,在鍋爐補水或蒸汽溫度變化的情況下如果不即時去調節蒸汽量來穩定塔內壓差的話,很有可能造成反混和塔釜輕組分超標現象.這個和采用雙溫差控制的方式相仿,而且在現場操作的時候,如果蒸汽壓力升高或降低,如果閥門保持同樣的開度的話,蒸汽的流量會多少有加大和減少的情況,我認為公用系統的穩定是精餾系統溫度的先決條件,樓上你認為如何?

你“說”的沒有任何錯誤。可是問題出在哪里呢？

我們以控制塔壓力為例。假設塔的其它參數不變，只有供應塔底再沸的蒸汽壓力在變化，假定塔壓直控塔底再沸蒸汽的量或者串控塔底蒸汽的流量。因為該蒸汽壓力的變化，然后塔壓命令再沸器的流量控制閥做出調整，這樣才能保持塔的穩定。這是可以實現的，完全沒有問題。（這是一元參數變化）

然而實際的情況卻不能讓你這樣子。

我們知道塔的進料除非你特意的控制其進料流量（有這種模式），否則任何塔的進料都是波動的，有時甚至有較大波幅（這時就產生二元參數變化），進料板一般不能變化了（除非特殊工藝，設計了多個可控進料口），設塔的進料變大了，就會出現塔的靈敏板以下溫度降低，但是塔壓已經正常，樓主的用塔壓控制蒸汽流量的閥門關閉了，可這時塔底部溫度卻還低呢！

如果有三元以上參數也變化呢？樓主的精餾塔還精餾嗎？

正確的精餾塔的控制機理應該是這樣的：因為工藝的變化，要求塔底再沸器蒸汽流量伴隨變化，蒸汽流量是從動參數。反過來是不允許的，盡管理論上是成立的。

順便想討論的是：一個裝置中鍋爐系統不會因為系統補水和排污而導致蒸汽系統壓力產生波動，否則屬于事故方向問題。

2.精餾塔采用板式塔好還是填料塔好？

問：單系列60萬噸/年甲醇精餾裝置，是采用板式塔好呢，還是采用高效填料塔好，請大家從兩種塔各自的優缺點來談談。另外有誰知道國內60萬噸/年甲醇生產廠家精餾裝置采用的都是什么形式的塔？

我個人認為選擇填料塔還是其他什么形式的塔和生產規模的直接關系不大。主要還是和所處理產品的工藝最大相關。從精餾塔的發展來看，板式塔塔板的技術相對成熟度較高，并且從目前的實際應用來看，板式塔的應用還是比填料塔要多。但是從當前的新技術發展方向分析，填料塔的發展速度很快。因為填料塔的高效填料材料的使用，使填料塔相對于板式塔的效率可以以10倍計，也就是說，原來大直徑、大高度的板式塔可以被精簡到很矮小的尺寸。這種新技術的革新，使得工廠的排布及生產工藝的難度、設備的投入、運行維護都產生了變革。

通常來說，板式塔和填料塔的區別是：

1填料塔不適于容易聚合或者含有固體懸浮物的物料，這時應采用板式塔

2當有多股進料及側線采出的精餾時，較適合選用板式塔

3塔內的下降液量遠遠大于上升的氣體量時，較適合選用填料塔

4對于真空操作的精餾，可以選擇填料塔

5對于超小型的塔填料塔更有優勢

6對于高腐蝕性的物料精餾，宜選填料塔

3.精餾操作

問：我公司新上一套精餾系統，現在的問題是經過精餾塔的塔頂冷卻器后流體的溫度有時不但不降低，反而略微升高，即使降低也不在設定值以內，而設定值也在溫度極小的范圍內，回流量也遠遠小于設定值，壓差也比設定值小很多，在這種情況下反而總出現液泛，有哪位高人知道這是怎么回事？應該怎么調節才能不液泛，而且能調節到設定值？

我看了很多關于精餾塔的求助貼，我認為只有你的帖子把問題描述的最好最貼近真實。

你的精餾塔的問題其實并不難。先分析一下出現這種問題的原因。

“經過精餾塔的塔頂冷卻器后流體的溫度有時不但不降低，反而略微升高，即使降低也不在設定值以內，而設定值也在溫度極小的范圍內”，因為你的塔內氣流速度太高，造成霧沫夾帶，當然重組分也上升到塔頂。塔頂的氣相要在冷凝器中發生冷凝或者產生過冷，然后進入回流罐。但是根據你描述的情形這些相變在氣體流過冷凝器的時間內沒有完全發生，相對而言在這種情況下冷凝器的能力不足不能保證塔頂氣相完全冷凝。所以產生了你描述的結果。

當然就導致了回流罐中凝液少，不能保證充足的回流量。所以進入塔內的液相相對不足，使得“回流量也遠遠小于設定值，壓差也比設定值小很多”。

對策：

你應該先確認前部物料是否含有過多的輕組分進入塔內，這些組分對于這個塔是致命的。

在這種情況下你應該大幅減低塔底再沸量，使進入塔頂的重組分下降。

如果有較多輕組分在塔頂，而且該塔還有放火炬閥控制，可以適當排放一下，絕對不能再讓輕組分進入該塔的下游設備。

根據回流罐的液位保持全回流操作。用不多久塔頂溫就會下降，努力保持頂溫穩定。

你問“應該怎么調節才能不液泛，而且能調節到設定值”：你不應該把鍋下面的火燒的太旺，干什么呀，烤羊肉串啊？

4.汽提塔壓力控制高點好還是低好？

問：裝置里有個丙稀汽提塔，主要是脫除丙稀中的CO和一些輕組分，工藝卡片要求壓力控制范圍在1.8～2.2MPa，實際生產時壓力波動小，塔頂的汽相經過冷凝罐成為液相后打回塔頂做回流，CO和輕組分通過冷凝罐上部排出，若是排出量不變，塔壓高脫除效果好還是塔壓低點好？

雖然你的工藝卡片要求壓力控制范圍在1.8～2.2MPa，但是正常的操作不應該是這個范圍的兩端。你們裝置里的丙稀汽提塔，主要是脫除丙稀中的CO和一些輕組分，CO不關鍵，關鍵的是那些輕組分是什么，估計是C2或者C1以下。如果是C2為主，建議你把操作壓力盡量向下靠近，這個塔的塔壓其實是脫乙烷塔的塔壓。這個壓力范圍不影響CO等更輕組分的脫出。

并且在這個壓力下C3以上也不會逃逸，只要控制住頂溫就差不多。

5.乙烯精餾塔控制的技術

問：各位老師能不能談下關于乙烯精餾塔控制的技術

乙烯裝置中分離裝置里除丙稀精餾塔和脫甲烷塔還有一些特點外，其他精餾塔如脫乙烷塔，乙烯精餾塔，以及后面的C3,C4等塔的基本控制大概相同，幾乎沒有什么區別。參見上面。

6.精餾塔進料口發出水激聲

問：我公司精餾塔的進料口日前在開車中發出水激聲，進料為泡點液體，閥門后的管線已放粗，由DN100放大至DN200，進料口設置有管式分布器，請大家幫我分析一下原因？

精餾塔的進料口在進入塔內部的端口上有一個擋板，一樓我建議你在合適的時機檢查一下有無（不過我認為應該不會忘記加上），有“水擊”的聲音也可能是進料中含有兩相所致，也可能是管線的走向有些問題所致，可以檢查一下。

3樓的的問題在以蒸汽做再沸介質的換熱器時常會出現，主要是凝液造成的輕微水擊，注意控制一下凝液罐的液位。

7.為什么精餾塔會出現中溫比釜溫高？

問：我做的三氯氫硅加壓精餾，我是一個新人。在操作的時候有一個塔經常出現這個問題，不曉得是怎么回事啊

希望大家討論一下，也不曉得會出現啥子后果

我已經研究你的帖子幾次了。假設塔壓是正常的，其他周邊條件是正常的。

你的塔的操作其實是失控狀態，你描述的現象出現的時候，你的精餾塔實際已經不是精餾塔了，是個容器，物料分布、溫度分布等完全失衡。我注意到你的關鍵詞“而我這里的這個塔，不停的加料，不出產品，也不出釜液體，搞個幾十個小時又恢復正常了”。這個塔差不多已經是二元物系精餾，正常情況下，溫度曲線基本代表組分分布曲線，然而你的塔內物料存量過大，液相已經占據了中部，但是根據溫度控制你的塔釜要停留在某點位，可是根據滯后控制原理你的塔內中部溫度即實際的塔釜液面的溫度要高于塔釜內下部的溫度，這也就是為什么要求塔釜的液位不能控制過高的原因。塔釜有液位控制嗎？超過100％是不允許的，“不停的加料，不出產品，也不出釜液體”我判斷你的塔釜就是個大容器，不知道淹了幾塊塔盤。

記得我們剛剛開工的時候，夜班某班組也是和你一樣的情況，進料一直沒有停止，可是塔卻沒有一點采出，半宿的時間，這個塔裝了近100噸的料，可是塔就是什么都不合格！

即使塔壓正常，可是塔壓差卻早已經“紅燈閃爍”。

絕大多數的精餾塔的操作控制是一樣的，有參考價值，建議你找找本壇的關于精餾塔的帖子，有不少亮貼。

8.關于水洗塔的問題

問：水洗塔在用的時候，塔里面的液體會從頂部出氣口到下一級塔，是怎么回事啊？我的情況是這樣的物料(氣相的),經過一級水洗,然后經過二級水洗,再到三級堿洗到氣柜的，問題出在二級水洗,水洗塔的液體會到三級堿洗塔,導致三級塔的液體也會滿到氣柜去啊!但是一級水洗和二級水洗的流量一樣,卻沒出現這個問題啊!

假設不是設備的硬傷的話，從工藝操作上分析，可能是沖塔了。就是說塔內氣速過大造成的霧沫夾帶。產生的原因可能是兩塔壓差過大、或者水洗塔的自身操作波動產生沖塔。這種流程的塔系，壓力差很小。如果水洗塔的壓力瞬間過大，就會產生這個問題。解決辦法就是進料避免水洗塔的塔壓過大、或者下游塔的塔壓瞬間釋放。

如果不屬于這類原因，可能就是設備的自身原因，麻煩就大了。根據你提供的信息還無法斷定。

9.精餾塔負壓問題問答

問：甲醇的常壓塔，塔頂和回流槽一直出現負壓，回流管線還有水擊現象發生，我想問下：這是為什么？

塔頂和回流槽一直出現負壓，分析的原因是在塔頂和回流罐之間存在死區。建議你檢查設備內部和連接，是否存在管道洼兜以及塔內部升氣管狹窄甚至堵塞的問題。通常的情況下，塔頂管道為鵝頸管，塔內部為浮閥塔板（或者填料），有足夠的升氣空間，但是如果有管道洼兜和塔板升氣管道堵塞的現象嚴重的情況，塔頂就會出現憋壓，負壓就有機會產生。但是這種負壓只是微負壓。那么回流管線就會出現水錘的現象。

當然負壓的產生還有其他的原因，比如進料過小甚至中斷、再沸量相對小，這些都是使常壓消失的原因。總之控制塔壓是綜合的因素、各項參數相對平衡的結果。

問：說的很對，塔頂負壓是微負壓。但是：“但是如果有管道洼兜和塔板升氣管道堵塞的現象嚴重的情況，塔頂就會出現憋壓，負壓就有機會產生。但是這種負壓只是微負壓。”問下：你為什么認為是微負壓？

如果負壓較大的話，會立即被自身系統破壞掉，而且這種微負壓也是脈動的，不是恒久保持，所以我判斷你的塔頂部的負壓即使有，也是很小的。

10.塔釜液位的高低對塔壓降有影響嗎？

問：昨天做冷模實驗，一老師傅說塔釜液位的高低及穩定與否對全塔壓降有影響，不明白為什么，請高人指點！在實際生產中又是什么情況？謝謝！

不極端的討論的話，塔釜液位的高低對塔壓降沒有任何影響，而且塔釜液位對塔壓的影響也比較寬泛。塔釜液位只要不影響再沸器的液位，則對塔的操作沒有任何影響。進一步分析，在再沸介質不變流量的條件下，塔釜液位的控制可以影響塔的再沸量進而影響塔壓，但是誰會這么來控制塔壓呢？

11.污水汽提裝置為什么老堵塞

問：我廠有一套６０t／h的酸性水汽提裝置主要加工常壓，柴油加氫還還催化裝置生產過程中所產生的污水，該裝置自開工運行一年以后的開工周期嚴重縮短，每次檢修完運行不了半年，不是塔盤堵就是管線堵，換熱器也堵，總之把你搞的焦頭濫額的，清理完之后不到半年還是接著堵，而且還用了除垢劑，感覺沒什么效果，請教各位大俠有什么辦法可以緩解這種狀況，以便延長開工周期!再有根據資料顯示，污水汽提裝置的酸性氣焚燒爐爐膛溫度一般為１２００度左右也就是說硫化氫燃燒放出的熱量大概可以達到１２００可我們的只能達到１０００左右，是硫化氫含量的問題還是其他的問題，謝謝！

幾乎可以說塔器是用來處理氣液、液液分離的，一般不處理液固分離。氣提塔周圍設施堵塞先不要先找塔設計原因，首先查找進料問題。你的進料中含有很多的固體懸浮物，根據你的介紹可能來自于催化劑的粉末，還有你的酸性水中含有一些鹽類，這些物質產生結晶和淤積導致塔板和管道堵塞。建議先處理掉這些物質，否則不能根本解決塔的操作上的問題。這些問題的癥結在于工藝設計的一些失誤（我認為）。

12.塔釜溫度變化不大的原因

問：我公司的精餾塔再沸器蒸汽用量增加，但塔釜的溫度基本沒有變化，這是為什么？塔體進料為汽相進料。

其實道理很簡單。

從常理分析，再沸蒸汽增加，釜溫應該升高。可是精餾塔再沸器蒸汽用量增加，但塔釜的溫度基本沒有變化，為什么呢？再沸器的最高效率是通過再沸蒸汽的相變來實現的，當再沸器充滿工藝介質同時再沸蒸汽完成相變，這時再沸器的效率最大。你公司的精餾塔再沸器蒸汽用量增加，但通過再沸器的是氣相的蒸汽，實際加載到工藝側的能量并不大，所以塔釜的溫度基本沒有變化。再有的原因是塔底的輕組分過多，也可產生這種現象，但這時還同時伴有其他現象。

當然還有其他的原因如再沸器結焦等等，你也要全方位的考慮可能的因素。

13.請問內回流與中段回流、側回流有何關系？

問：請問內回流與中段回流、側回流有何關系？

這些都是原油常減壓蒸餾的概念。常壓塔是一個復合塔

原油通過常壓蒸餾要切割成汽油、煤油、輕柴油、重柴油和重油等四、五種產品餾分。按照一般的多元精餾辦法，需要有n-1個精餾塔才能把原料分割成n個餾分。而原油常壓精餾塔卻是在塔的側部開若于側線以得到如上所述的多個產品餾分，就像n個塔疊在一起一樣，故稱為復合塔。

內回流就是頂部餾分沒有引出塔直接最為回流分配到塔盤上。這樣內回流就在實際上沒有控制，不知道實際有多大的回流比。而外回流則是頂部餾分引出塔在有流量控制的情況下精確控制回流。

中段循環回流的作用是，在保證產品分離效果的前提下，取走精餾塔中多余的熱量，這些熱量因溫位較高，因而是價很高的可利用熱源。采用中段循環回流的好處是，在相同的處理量下可縮小塔徑，或者在相同的塔徑下可提高塔的處理能力。

14.精制塔的壓差問題

問：不好意思，請問大家一下

板式精制塔的所說的壓差，正常是塔頂壓力大還是塔釜壓力大？

以前接觸的時，也沒仔細研究

好像是塔釜壓力要高一點點，

誰能和我理論上講講？暫時沒琢磨透

（網友回答）當然是塔釜的壓力高了。一是因為塔釜有蒸汽壓力，使易揮發性的物質揮發，所以，汽相物質較多，因而壓力較高。而塔頂則因為隨著塔高的增加，輕組分的物質會越來越少，所以壓力也較低。

這種解釋基本是錯誤的，至少不嚴密。從現象上分析，塔頂是由輕組分占據，塔釜重組分居多。我們假設忽略因為重力的原因，塔內的物質自然分布，塔頂和塔底還有壓差嗎？我們知道，精餾塔要建立循環，必須有上升氣相和下降液相，液相的下降是依靠重力，那么氣相上升靠什么？很多人認為靠塔底的再沸，其實是壓差。壓差來源于塔頂的冷凝。正是由于塔頂的氣相冷凝，產生了小于下一塊板的壓力，并且逐板傳遞，才能完成每個塔板上的物質交換。

需要指出的是塔內物質的分布能夠代表一定氣相物質的壓力差在塔內的分布，但是反過來塔的壓差分布并不能表示塔內部氣相組成的分布。

15.將甲醇精餾塔加高，能否增加產量？

問：我廠近行改造，要將原來的精餾塔加高10米，我門是年產3萬噸的聯醇，精餾是雙塔精餾，其中予塔沒有加高，加高精餾塔能使產量增加嗎

你是雙塔精餾，因為樓主使用方言的原因，我看不出加長的那段是在哪個段上，反正是總精餾塔加長了。根據你們的雙塔設計，可能是板式精餾塔。

我想加長10米是出于提高精餾效果的一種原設計補償。可能是原設計的瑕疵或者由于原料的設計變化，改變了對精餾塔的要求。

精餾塔高度的改變一般不會對精餾塔生產能力產生變化。適當的增加塔板數量可以提高塔的精餾能力，但是多余的塔板數也是無用功，幾乎沒有作用，負面作用還很明顯。

增加塔高也不會增大塔的處理量。塔的處理能力其實已經由塔板決定了，就是說一個塔板的能力基本代表了全塔的能力。塔內部循環的物料再多也不能等于塔的生產能力大。這也是塔增高的負面作用之一。

續問：我們這個精餾是孔板波紋的填料塔，共有5層填料，現在要加高頂部10米。樓上的兄弟，板式塔和填料塔在這個上有什麼差別嗎？

網友答：我想首先應該分析的是制約塔處理能里的因素,如果是由于產品質量達不到要求被迫提高回流量那么,加高塔高或許有一些作用.一般情況下處理量和塔的直徑和內部結構的關系更大些.

回答6＃樓兼7＃樓。

板式塔和填料塔在這個精餾概念上的區別不大。塔的高度增加了，塔板數增加了，可以降低回流比，其實就是減少回流量，對于塔來說是減少了能耗，但是仍然沒有解決增加塔生產能力的問題。精餾塔是什么，打個比方就像是“酒肉穿腸過，循環心中留”，回流比大，再沸量大，內部循環量大。如果在不增加塔高的情況下，回流比下降了，塔的能力確實增加了。可是減少了回流比是用增加了塔高作為代價的。

16.甲醇-水精餾塔的操作問題

問：由于第一次接觸精餾操作，有如下生產問題請教，望各位經驗之師詳細指點和討論：

設計指標如下：

系統壓力：0.2MPa

        進料：蒸餾釜液（92%甲醇8%水）99.2℃、1.64T/h，外加一部分120℃脫鹽水、0.5T/h；

塔頂為全氣相產品：96.7℃甲醇蒸汽、9.23T/h；

塔釜：溫度139.2℃，要求甲醇含量小于100PPm、0.57T/h；

回流：97~98%的甲醇水溶液、7.66T/h；

靈敏板溫度：101.7℃.

        目前的問題為：

        1，再沸器低壓蒸汽壓力波動對系統的溫度影響很大，當低壓蒸汽壓力降低時，中間有個過程塔頂、塔釜以及靈敏板溫度和設計值都基本接近，但保持此熱負荷系統溫度穩不住，會持續下降。

        2，系統穩定時，進料、回流、塔頂和塔釜溫度都能達到設計值，塔釜為液位自控，但靈敏板的溫度卻和塔釜溫度一樣為（136℃）。問：為什么靈敏板溫度出入這么大？是操作問題還是設計有缺陷？是塔釜再沸器負荷過高的原因引起？

可以肯定的講，你的精餾塔的設計基本沒有問題，你不用懷疑它。根據你的描述，這些問題的出現基本屬于你的操作上的技巧問題和公用工程系統波動造成的。

首先回答你的“為什么靈敏板溫度出入這么大”的問題。所謂靈敏板的溫度，其實是代表一個塔的平衡點的溫度，在這個溫度點上（這塊板上）平衡物的分離是個拐點。那么它的溫度接近于塔底的溫度，你應該明白有大量的塔底的組分就是重組分接近了這塊板的周圍。請記住：在精餾塔內部，溫度的分布基本上代表著組分的分布趨勢。很顯然，你的塔底溫度過高了。有時你也會發現，我當時的塔底溫度是接近正常的呀！這是因為實時的溫度是正常的，可是塔內部還沒有抵消前次的擾動而達到穩態，消除擾動達到新的穩態是需要時間的。那么這個問題解決了，你的其它兩個問題就解決了，他們其實是一類問題。

另外需要討論的是，你的精餾塔很小，因為塔系統很小則抵抗外界的波動的阻力就小，所以你的精餾塔稍微有風吹草動，就渾身顫抖。這也沒有辦法，這是原罪啊

17.請教脫丁烷塔的操作

問：我們這里新投產一套天然氣處理裝置，脫丁烷塔總是調整不好，塔頂溫度波動大。增大回流可以把溫度控制到正常值，但20分鐘左右回流罐液位就沒有了，等回流罐液位正常后塔頂溫度又高了。那位高手給指個招

脫丁烷塔的操作，基本點是上游必須不能夾帶C3，如果C3含量多，則C4塔的壓力就會增高而且塔頂不易冷凝。

首先要注意的是C3塔即上游塔的出料即脫丁烷塔的進料量必須保持相對穩定。可以講，如果上游C3塔不穩定向脫丁烷塔進料，則脫丁烷塔一定不會穩定。

其次，塔頂的回流量也要保持相對穩定，一般脫丁烷塔頂的回流罐都比較小，但是操作時候不要總是擔心液位會滿或者會空以至于根據回流罐的液位來被迫作出加大或減小回流量，這樣的操作只能使脫丁烷塔更加亂套。關鍵看什么呢？看塔頂溫度和塔底溫度。操作人員一般應該有經驗，塔頂的回流量是多少及塔底的再沸蒸汽應該給多少。當發生“亂套的時候”，穩定進料之后，盡量穩定回流量和塔頂溫度，如果塔頂溫度是合格的，回流罐液位高，不是加大回流量了，而是增加塔頂采出：因為塔頂產品是合格的。如果塔頂溫度稍高，即塔頂不合格，那么肯定不能采出了，說明塔頂中含有C5+了，采取加大回流量不能徹底解決問題的，只能采取控制塔底溫度，減少再沸量來達到目的。如果塔頂合格塔底不合格，即溫度稍低，說明C4進入塔底了，不要過度提高再沸量，緩慢的增加塔底溫度。操作的關鍵是“慢”，塔底部的inventory足夠保持一段時間不采出塔底料。中國有句成語叫做矯枉過正，一定要注意。從控制理論分析，不能使塔有兩個以上的參數不合格。也就是說進料不合格，塔壓不合格，塔溫（頂或底）不合格，得了，你沒法玩了。

以上的操作經驗也同樣適用于其他的精餾塔的操作。一家之言僅供參考。

18.再沸器平衡管線的作用

問：看到精餾工序PID圖紙上再沸器的熱源進口到出口有一平衡管線，不知是何作用，什么時候能用到？

那是一根很細的管線對吧？那不是平衡線，是排凝線，在進入再沸器的控制閥前，叫做輸水閥steam trap。只要閥前有凝液，就通過這個很細的管線排放到凝液系統中區，就是你說的再沸器的熱源出口管線，即凝液線系統了。

某網友：大塔都用汽液分離罐，而不用疏水器的這根管子用來平衡再沸器殼程與汽液分離罐壓力的。

在生產中，尤其是開車初期，有可能汽液分離罐閃蒸出蒸汽的壓力高于殼程壓力，這樣會造成疏水不暢，殼程集液，影響換熱。

有這根管子，就能有效的平衡壓力，使兩邊氣相壓力相同，殼程的凝液能自流進入汽液分離罐。

回復 #3 wing 的帖子：老弟，流程搞錯了。樓主的問題是“看到精餾工序PID圖紙上再沸器的熱源進口到出口有一平衡管線，不知是何作用？”

再沸器的殼程與凝液罐的管線是從再沸器的冷凝液進入凝液罐的必經之路，不是你說的平衡線。另外再沸器中的殼程必須有積液，否則蒸汽就從再沸器中直接貫通了，這會造成凝液罐嚴重水擊，并且再沸器中沒有建立一定的凝液說明再沸器沒有產生蒸汽相變，即沒有實現最高加熱效率。沒有積液反而影響換熱。導致這種情況的原因很多，不在此贅述。

另外，凝液罐的頂部到凝液罐的出料線之間有一個平衡線，這根管線的作用才是用來解決疏水罐向凝液系統排水不暢的管線。

設想：如果再沸器的熱源入口有一根管線直接連接到了凝液罐上，會發生怎樣的后果？供壇友們討論。

某網友：這根管子，是起平衡壓力的作用，使兩邊氣相壓力相同，殼程的凝液能自流進入汽液分離罐，不會造成流水不暢。

我感覺三樓說的對，它說的這根線和你的問題是一樣的。只是表達的不是很合適。

“凝液罐的頂部到凝液罐的出料線之間有一個平衡線，這根管線的作用才是用來解決疏水罐向凝液系統排水不暢的管線。”

是這樣么，感覺你說的不對，我沒有作過這樣的設計。個人觀點！

回復某網友：我給大家畫了一張圖紙，請將.txt換成.dwg，煩請版主將圖轉換格式貼到版面方便大家瀏覽。

或許我們討論的根本不是樓主的意向，最后樓主自己貼一張示意圖。

請大家注意我畫的圖中的藍色線、粉色線和紅線，它們的功能是各不相同的。

有經驗的同事都清楚：

1、再沸器中必須有凝液的存在

2、凝液罐中必須要有可控液面

3、蒸汽不能直接進入凝液罐

4、蒸汽進入再沸器之前必須要排凝

請新入行的同事在實踐中注意這些問題。以上的每一條的相反都將帶來問題，并都有不同的處理對策。

某網友：按樓上朋友圖紙上所畫的，則汽液分離罐內必須是充滿液體了，否則不可能在再沸器內形成液位。

如果我設計則應將再沸器往氣液分離器的進料從底部進入，這樣按照連通器的原理只要控制氣液分離器內一定的液位即可。

這時有必要在氣液分離器頂部到蒸汽進口設一平衡管。

某網友：weiqj先生的這個設計，我覺得是不合理的。

首先調節閥前的那個排水管，是不需要疏水器的，因為只有開車時需要排水，但是，開車時這個地方壓力很低，根本就疏不會凝水總管，只能就地排掉。

其次是正常生產中，這種設計會將蒸汽管網的壓力波動對精餾塔的影響放大。

第三點是，當精餾塔負荷較低時，由于凝液調節閥的減壓作用，可能導致凝水排不回總管。

第四點是，當蒸汽管網壓力波動時，可能造成蒸汽竄入汽液分離罐，不僅導致壓力波動，而且汽液兩相流會對再沸器到汽液分離罐之間的管子產生很強的沖刷，導致管子使用壽命縮短。

回答某網友： 

這個設計不是屬于我的，是美國LUMMUS魯姆斯的設計，我不過拿來糾正上述帖子的錯誤，供大家學習的。只要是中石化的此處的單元都是如此。

您說的四個點都是錯誤的。我一條一條的解釋。

1.調節閥前的那個疏水管。這條管線是正常使用的，當然開車時也要使用。一般情況下，再沸器加熱使用的蒸汽是LPSS（低壓飽和蒸汽），關鍵詞：飽和的。有的設計也采用低壓蒸汽LPS，大同小異。有的再沸器使用中壓蒸汽（MPS），我們不討論。不要我解釋大家會明白了，LPSS/LPS走到每個調節閥前的時候已經有凝液了，如果不排凝可以不可以呢？當然你隨意了。這就會有兩個問題：一是再沸器的效率低，二是會有水錘發生，原因我都不解釋，高手自己明白。順便提醒您：任何時候閥前的壓力也足夠高到可以通過疏水器將凝液排向凝液回水系統去，道理我不解釋。

2.您的第二條，我猜想您的裝置一定很小。之前的某關于蒸汽對甲醇精餾影響的貼子，就是您說的情況，公用工程的波動劇烈影響塔的操作。跟您講，大廠的公用工程的穩定性要比工藝運行的穩定性要高，可想而知，我們對公用工程的波動忙的不亦樂乎，沒法保證工藝的正常生產。這種情況在中石化出現的幾率小。結論：正常生產中，蒸汽管網的壓力不會波動，對精餾塔的影響幾乎沒有。從SS、HPS、MS到LPS，再到LPSS的逐級壓力控制，每個系統尚且相對獨立，幾乎沒有壓力的波動。有興趣的壇友可以找一本乙烯工藝讀一讀就知道個大概。

3.您的第三點是，當精餾塔負荷較低時，由于凝液調節閥的減壓作用，可能導致凝水排不回總管。您的這個問題有兩個錯誤，一個是這個單元的操作你沒有搞懂，第二個錯誤是數學上的錯誤，類似于A>B,B>C,A>C的邏輯。網上有相關的操作建議您可以下載來看。

4.您的第四點是，當蒸汽管網壓力波動時，可能造成蒸汽竄入汽液分離罐。這種情況永遠不會發生，因為不可能，為什么呢？沒有流程。在此也糾正一下wxjwu將蒸汽管線直接連到凝液罐上的錯誤，這是很危險的想法，而且凝液罐即使滿液位對再沸器的操作影響也不巨大，馬上即可解決；但空罐反倒是危險的。

以上的討論涉及三個專業：工藝、控制和公用工程。

版主chemicaleng2008不給加4魅力、12財富就不夠意思了，哈哈。歡迎討論。

如果清潔工增加了乙烯板塊，這些問題就沒有人問了。

19.急！急！急！精餾塔開不了

問：一個精餾塔在一次檢修之后就開不了．

正常情況；塔頂壓力　４００ＫＰＡ　略微淹塔無所謂．視質量　少量返回或采出．正常壓差５０ＫＰＡ以下．蒸汽開度６５％－７５％

異常情況；塔頂壓力　２００－３００ＫＰＡ之間．蒸汽３５％開度就液泛．液位隨之為０．壓差逐漸增加．

處理；蒸汽降到　３０％．液位　慢慢回升．時間久還會下降．

繼續　關蒸汽　２８％．保持　液位　７０％－９０％正常狀態．壓差５０ＫＰＡ左右．塔頂壓力　３００ＫＰＡ左右．

分析數據；少量不冷凝氣體Ｎ２．及重組分．９３％為產品．

幫忙解決這精餾塔的問題；

１．為何在蒸汽開度一半的時候就液泛？是什么原因？

２．淹塔的情況下為何塔釜　和塔頂　壓力相差　很大．近　１００ＫＰＡ．

３．開蒸汽后，塔頂始終達不到預計值．４００ＫＰＡ．實際只有３００ＫＰＡ

根據樓主的數據，我判斷你的塔不會是塔內降液管堵塞。原因是降液管的流通面積占塔板的面積很大的比例，一般不考慮降液管會發生堵塞。我分析主要的原因可能來自于操作的問題。

你的塔進料組成已經超出了該塔的工藝要求，就是你的分析數據中列出的不凝氣和重組分。這兩種物質分別影響你的塔操作的兩端。首先N2占據塔頂，使冷凝器效率降低，使塔壓失控。所以現象就是稍微加載蒸汽，塔就液泛，其實就是組分過輕，空塔速度過快。說白了就是沖塔了。很典型的證據就是重組分也被帶到塔頂。

當然你減少蒸汽、釜底抽薪很快就會打破這種局面，回到接近正常的氣液流速。這是你的第一個問題的答案。

塔頂到塔底的最后一塊塔板之間有一個測量儀表，即塔壓差，淹塔的情況下塔底的液位升高淹沒的這個測量儀表的下部接口，所以塔釜和塔頂的壓差很大。或者在液泛的時候也會淹沒這個接口，同樣道理。

開蒸汽后，塔頂始終達不到預計值４００ＫＰＡ，實際只有３００ＫＰＡ那是你的蒸汽閥門開的小，你可以把塔加壓到很高的壓力（開玩笑）。精餾塔其實很驕氣，它的食物不是隨便添加的，當有不該進入的物料如不凝氣被加入，或者較重的組分進入都會讓塔不舒服，所以嚴格控制精餾塔的菜單是精餾塔操作平穩的至關重要的條件。當有不凝氣進入系統，唯一的辦法就是排掉它。

續問：謝謝大家參與討論研究．現在塔開起來了．也正常了．因為當時我沒有上班．具體情況不是很了解．

處理方法;將塔頂壓力設定200KPA,蒸汽開度也關小.25%.開大冷煤.全回流精餾之后,塔頂純度適當的返回系統再次提純.

當時;壓力設定400KPA.實際只有300KPA.所以就開蒸汽.為了使塔頂壓力上來.冷凝量也全關了.只有上升的氣相.因此就出現壓差高,液泛.塔釜空塔.平時開一個塔,進料到60-90%左右.壓力上升后全開冷凝水.然后慢慢開蒸汽...這次是因為 塔頂溫度計失靈,液位計失靈.導致淹塔.然后倒出一部分料只后開塔.塔頂壓力上不去,不能開冷凝水.蒸汽不能開.一開就液泛.降低塔頂壓力.將冷凝水開大.氣液相交換.穩定之后,漸漸抬高塔頂壓力.

20.塔底重沸器停止循環原因

問：大家來討論一下塔底重沸器停止循環的原因，好嗎？

這是一個老貼了，跨越6個月的時間。我說一下自己的觀點。

在這里我們不討論蒸汽中斷、儀表失靈、公用工程失去和設計錯誤等極端問題。

討論的基礎是：塔底再沸器的蒸汽閥門全開。

排除的原因：

1.液位過高、高過再沸器升氣管口不是造成再沸器停止循環的原因

2.塔釜組分變重、變輕不是再沸器停止循環的原因

3.再沸器的蒸汽通過再沸器沒有相變至今進入凝液罐，可以導致再沸器效率降低，不能使再沸器停止循環

主要的原因：

1.塔釜液位低造成空腹，是再沸器停止循環的一個原因

2.再沸器嚴重結焦，導致再沸器不能產生氣化，是再沸器停止循環的一個原因（最常見的原因）

3.再沸器的凝液罐向后系統排液中斷，導致再沸器不能工作是再沸器停止循環的一個原因

我不能逐條給出解釋，但是這些都可以從教科書中找到答案。

為什么拿這個老貼說事，因為這個問題和壇內的一些帖子的問題相關。有興趣的壇友自己查找對證一下，相信你會有受益的。