_精馏塔操作常见问题.docx

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1、1. 精馏塔操作及自动掌握系统的改进问：蒸汽压力突然变化时，将直接影响塔釜难挥发组分的蒸发量，使当时塔内热量存在不平衡，导致气-液不平衡，为此如何将塔釜热量依据蒸汽进料量自动调整到达相对稳定，从而保证塔内热量平衡是问题的关键。在生产过程中，各精馏塔设备已确定，塔釜蒸发量与气体流速成正比关系，而流速与塔压差也成正比关系，所以掌握好塔顶、塔釜压力就能保证肯定的蒸发量，而在操作中，塔顶压力可通过塔顶压力调整系统进展稳定调整或大局部为常压塔，为此，稳定塔釜压力就特别重要。于是在蒸汽进料量不变状况下，我们对蒸汽压力变化状况与塔釜压力的变化进展比照，觉察两者成正比关系，而且滞后时间微小。于是将蒸汽进料量与

2、塔釜压力进展串级操作，将塔釜压力信号传递给蒸汽流量调整阀，蒸汽流量调整阀依据塔釜压力进展自动调整，通过蒸汽进料量自动增大或削减，确保塔釜压力稳定，从而保证了精馏操作不受外界蒸汽波动的影响。我们在争论精馏塔的掌握方式，主要分析的是工艺系统对塔的影响，公用工程几乎不对内部有制约。实际上也是如此。举例分析：蒸汽系统的压力突然变化的系数要远远小于一个精馏塔内部压力变化的系数，也就是说蒸汽系统的压力比照塔压是更趋于稳定；基于这个缘由塔压的掌握才可以串级掌握再沸器的进入蒸汽流量。假设觉察蒸汽系统的压力发生了变化，塔压根本没法和加热蒸汽流量串控了。其次塔的压差根本只是一个参考数据，一般不对塔压差进展掌握。尽

3、管塔压差过高我们要实行肯定的措施。DCS/SCS/APC 等技术伴随着大容量的工业电脑的应用，投入本钱渐渐下降，精馏塔的高级智能掌握也成为可能，比方 APC/SCS 等技术，精馏产品纯度也得到保证。可是这些系统其实很脆弱，由于影响这些先进掌握的外来因素的影响，DCS 操作工随时都可能摘除这些掌握，回到 DCS 的水平，进展人工干预。问：个人认为首先蒸汽压力的波动可以直接影响釜温顺塔釜压力的不稳定,同时造成塔内压差的波动,在锅炉补水或蒸汽温度变化的状况下假设不即时去调整蒸汽量来稳定塔内压差的话,很有可能造成反混和塔釜轻组分超标现象.这个和承受双温差掌握的方式相仿,而且在现场操作的时候,假设蒸汽压

4、力上升或降低,假设阀门保持同样的开度的话,蒸汽的流量会多少有加大和削减的状况,我认为公用系统的稳定是精馏系统温度的先决条件,楼上你认为如何?你“说”的没有任何错误。可是问题出在哪里呢？我们以掌握塔压力为例。假设塔的其它参数不变，只有供给塔底再沸的蒸汽压力在变化，假定塔压直控塔底再沸蒸汽的量或者串控塔底蒸汽的流量。由于该蒸汽压力的变化，然后塔压命令再沸器的流量掌握阀做出调整，这样才能保持塔的稳定。这是可以实现的，完全没有问题。这是一元参数变化然而实际的状况却不能让你这样子。我们知道塔的进料除非你特意的掌握其进料流量有这种模式，否则任何塔的进料都是波动的，有时甚至有较大波幅这时就产生二元参数变化，

5、进料板一般不能变化了除非特别工艺，设计了多个可控进料口，设塔的进料变大了， 就会消灭塔的灵敏板以下温度降低，但是塔压已经正常，楼主的用塔压掌握蒸汽流量的阀门关闭了，可这时塔底部温度却还低呢！假设有三元以上参数也变化呢？楼主的精馏塔还精馏吗？正确的精馏塔的掌握机理应当是这样的：由于工艺的变化，要求塔底再沸器蒸汽流量伴随变化，蒸汽流量是从动参数。反过来是不允许的，尽治理论上是成立的。顺便想争论的是：一个装置中锅炉系统不会由于系统补水和排污而导致蒸汽系统压力产生波动，否则属于事故方向问题。2. 精馏塔承受板式塔好还是填料塔好？问：单系列 60 万吨/年甲醇精馏装置，是承受板式塔好呢，还是承受高效填料

6、塔好，请大家从两种塔各自的优缺点来谈谈。另外有谁知道国内 60 万吨/年甲醇生产厂家精馏装置承受的都是什么形式的塔？我个人认为选择填料塔还是其他什么形式的塔和生产规模的直接关系不大。主要还是和所处理产品的工艺最大相关。从精馏塔的进展来看，板式塔塔板的技术相对成熟度较高，并且从目前的实际应用来看，板式塔的应用还是比填料塔要多。但是从当前的技术进展方向分析，填料塔的进展速度很快。由于填料塔的高效填料材料的使用，使填料塔相对于板式塔的效率可以以 10 倍计，也就是说，原来大直径、大高度的板式塔可以被精简到很矮小的尺寸。这种技术的革，使得工厂的排布及生产工艺的难度、设备的投入、运行维护都产生了变革。通

7、常来说，板式塔和填料塔的区分是：1 填料塔不适于简洁聚合或者含有固体悬浮物的物料，这时应承受板式塔2 当有多股进料及侧线采出的精馏时，较适合选用板式塔3 塔内的下降液量远远大于上升的气体量时，较适合选用填料塔4 对于真空操作的精馏，可以选择填料塔5 对于超小型的塔填料塔更有优势6 对于高腐蚀性的物料精馏，宜选填料塔3. 精馏操作问：我公司上一套精馏系统，现在的问题是经过精馏塔的塔顶冷却器后流体的温度有时不但不降低，反而略微上升，即使降低也不在设定值以内，而设定值也在温度微小的范围内，回流量也远远小于设定值，压差也比设定值小很多，在这种状况下反而总消灭液泛，有哪位高人知道这是怎么回事？应当怎么调

8、整才能不液泛，而且能调整到设定值？我看了很多关于精馏塔的求助贴，我认为只有你的帖子把问题描述的最好最贴近真实。你的精馏塔的问题其实并不难。先分析一下消灭这种问题的缘由。 “经过精馏塔的塔顶冷却器后流体的温度有时不但不降低，反而略微上升，即使降低也不在设定值以内，而设定值也在温度微小的范围内”，由于你的塔内气流速度太高，造成雾沫夹带，固然重组分也上升到塔顶。塔顶的气相要在冷凝器中发生冷凝或者产生过冷，然后进入回流罐。但是依据你描述的情形这些相变在气体流过冷凝器的时间内没有完全发生，相对而言在这种状况下冷凝器的力量缺乏不能保证塔顶气相完全冷凝。所以产生了你描述的结果。固然就导致了回流罐中凝液少，不

9、能保证充分的回流量。所以进入塔内的液相相对缺乏，使得“回流量也远远小于设定值，压差也比设定值小很多”。对策：你应领先确认前部物料是否含有过多的轻组分进入塔内，这些组分对于这个塔是致命的。在这种状况下你应当大幅减低塔底再沸量，使进入塔顶的重组分下降。假设有较多轻组分在塔顶，而且该塔还有放火炬阀掌握，可以适当排放一下，确定不能再让轻组分进入该塔的下游设备。依据回流罐的液位保持全回流操作。用不多久塔顶温就会下降，努力保持顶温稳定。你问“应当怎么调整才能不液泛，而且能调整到设定值”：你不应当把锅下面的火烧的太旺，干什么呀，烤羊肉串啊？4. 汽提塔压力掌握高点好还是低好？问：装置里有个丙稀汽提塔，主要是

10、脱除丙稀中的 CO 和一些轻组分，工艺卡片要求压力掌握范围在 1.82.2MPa，实际生产时压力波动小，塔顶的汽相经过冷凝罐成为液相后打回塔顶做回流，CO 和轻组分通过冷凝罐上部排出，假设是排出量不变，塔压高脱除效果好还是塔压低点好？虽然你的工艺卡片要求压力掌握范围在 1.82.2MPa，但是正常的操作不应当是这个范围的两端。你们装置里的丙稀汽提塔，主要是脱除丙稀中的 CO 和一些轻组分，CO 不关键，关键的是那些轻组分是什么，估量是 C2 或者 C1 以下。假设是 C2 为主，建议你把操作压力尽量向下靠近，这个塔的塔压其实是脱乙烷塔的塔压。这个压力范围不影响 CO 等更轻组分的脱出。并且在这

11、个压力下 C3 以上也不会逃逸，只要掌握住顶温就差不多。5. 乙烯精馏塔掌握的技术问：各位教师能不能谈下关于乙烯精馏塔掌握的技术乙烯装置中分别装置里除丙稀精馏塔和脱甲烷塔还有一些特点外，其他精馏塔如脱乙烷塔，乙烯精馏塔，以及后面的 C3,C4 等塔的根本掌握或许一样，几乎没有什么区分。参见上面。6. 精馏塔进料口发出水激声问：我公司精馏塔的进料口日前在开车中发出水激声，进料为泡点液体，阀门后的管线已放粗，由DN100 放大至 DN200，进料口设置有管式分布器，请大家帮我分析一下缘由？精馏塔的进料口在进入塔内部的端口上有一个挡板，一楼我建议你在适宜的时机检查一下有无不过我认为应当不会遗忘加上，

12、有“水击”的声音也可能是进料中含有两相所致，也可能是管线的走向有些问题所致，可以检查一下。3 楼的的问题在以蒸汽做再沸介质的换热器时常会消灭，主要是凝液造成的稍微水击，留意掌握一下凝液罐的液位。7. 为什么精馏塔会消灭中温比釜温高？问：我做的三氯氢硅加压精馏，我是一个人。在操作的时候有一个塔常常消灭这个问题，不晓得是怎么回事啊期望大家争论一下，也不晓得会消灭啥子后果我已经争论你的帖子几次了。假设塔压是正常的，其他周边条件是正常的。你的塔的操作其实是失控状态，你描述的现象消灭的时候，你的精馏塔实际已经不是精馏塔了，是个容器，物料分布、温度分布等完全失衡。我留意到你的关键词“而我这里的这个塔，不停

13、的加料，不出产品，也不出釜液体，搞个几十个小时又恢复正常了”。这个塔差不多已经是二元物系精馏，正常状况下，温度曲线根本代表组分分布曲线，然而你的塔内物料存量过大，液相已经占据了中部，但是依据温度掌握你的塔釜要停留在某点位，可是依据滞后掌握原理你的塔内中部温度即实际的塔釜液面的温度要高于塔釜内下部的温度，这也就是为什么要求塔釜的液位不能掌握过高的缘由。塔釜有液位掌握吗？超过 100是不允许的，“不停的加料，不出产品，也不出釜液体”我推断你的塔釜就是个大容器，不知道淹了几块塔盘。记得我们刚刚开工的时候，夜班某班组也是和你一样的状况，进料始终没有停顿， 可是塔却没有一点采出，半宿的时间，这个塔装了近

14、 100 吨的料，可是塔就是什么都不合格！即使塔压正常，可是塔压差却早已经“红灯闪耀”。绝大多数的精馏塔的操作掌握是一样的，有参考价值，建议你找找本坛的关于精馏塔的帖子，有不少亮贴。8. 关于水洗塔的问题问：水洗塔在用的时候，塔里面的液体会从顶部出气口到下一级塔，是怎么回事啊？我的状况是这样的物料(气相的),经过一级水洗,然后经过二级水洗,再到三级碱洗到气柜的，问题出在二级水洗,水洗塔的液体会到三级碱洗塔,导致三级塔的液体也会满到气柜去啊!但是一级水洗和二级水洗的流量一样,却没消灭这个问题啊!假设不是设备的硬伤的话，从工艺操作上分析，可能是冲塔了。就是说塔内气速过大造成的雾沫夹带。产生的缘由可

15、能是两塔压差过大、或者水洗塔的自身操作波动产生冲塔。这种流程的塔系，压力差很小。假设水洗塔的压力瞬间过大，就会产生这个问题。解决方法就是进料避开水洗塔的塔压过大、或者下游塔的塔压瞬间释放。假设不属于这类缘由，可能就是设备的自身缘由，麻烦就大了。依据你供给的信息还无法断定。9. 精馏塔负压问题问答问：甲醇的常压塔，塔顶和回流槽始终消灭负压，回流管线还有水击现象发生， 我想问下：这是为什么？塔顶和回流槽始终消灭负压，分析的缘由是在塔顶和回流罐之间存在死区。建议你检查设备内部和连接，是否存在管道洼兜以及塔内部升气管狭窄甚至堵塞的问题。通常的状况下，塔顶管道为鹅颈管，塔内部为浮阀塔板或者填料，有足够的

16、升气空间，但是假设有管道洼兜和塔板升气管道堵塞的现象严峻的状况，塔顶就会消灭憋压，负压就有时机产生。但是这种负压只是微负压。那么回流管线就会消灭水锤的现象。固然负压的产生还有其他的缘由，比方进料过小甚至中断、再沸量相对小，这些都是使常压消逝的缘由。总之掌握塔压是综合的因素、各项参数相对平衡的结果。问：说的很对，塔顶负压是微负压。但是：“但是假设有管道洼兜和塔板升气管道堵塞的现象严峻的状况，塔顶就会消灭憋压，负压就有时机产生。但是这种负压只是微负压。”问下：你为什么认为是微负压？假设负压较大的话，会马上被自身系统破坏掉，而且这种微负压也是脉动的，不是恒久保持，所以我推断你的塔顶部的负压即使有，也

17、是很小的。10. 塔釜液位的凹凸对塔压降有影响吗？问：昨天做冷模试验，一教师傅说塔釜液位的凹凸及稳定与否对全塔压降有影响，不明白为什么，请高人教导！在实际生产中又是什么状况？感谢！不极端的争论的话，塔釜液位的凹凸对塔压降没有任何影响，而且塔釜液位对塔压的影响也比较广泛。塔釜液位只要不影响再沸器的液位，则对塔的操作没有任何影响。进一步分析，在再沸介质不变流量的条件下，塔釜液位的掌握可以影响塔的再沸量进而影响塔压，但是谁会这么来掌握塔压呢？11. 污水汽提装置为什么老堵塞问：我厂有一套th 的酸性水汽提装置主要加工常压，柴油加氢还还催扮装置生产过程中所产生的污水，该装置自开工运行一年以后的开工周期

18、严峻缩 短，每次检修完运行不了半年，不是塔盘堵就是管线堵，换热器也堵，总之把你搞的焦头滥额的，清理完之后不到半年还是接着堵，而且还用了除垢剂，感觉没什么效果，请教各位大侠有什么方法可以缓解这种状况，以便延长开工周期!再有依据资料显示，污水汽提装置的酸性气燃烧炉炉膛温度一般为度左右也就是说硫化氢燃烧放出的热量或许可以到达可我们的只能到达 左右，是硫化氢含量的问题还是其他的问题，感谢！几乎可以说塔器是用来处理气液、液液分别的，一般不处理液固分别。气提塔四周设施堵塞先不要先找塔设计缘由，首先查找进料问题。你的进料中含有很多的固体悬浮物，依据你的介绍可能来自于催化剂的粉末，还有你的酸性水中含有一些盐类

19、，这些物质产生结晶和淤积导致塔板和管道堵塞。建议先处理掉这些物质，否则不能根本解决塔的操作上的问题。这些问题的症结在于工艺设计的一些失误我认为。12. 塔釜温度变化不大的缘由问：我公司的精馏塔再沸器蒸汽用量增加，但塔釜的温度根本没有变化，这是为什么？塔体进料为汽相进料。其实道理很简洁。从常理分析，再沸蒸汽增加，釜温应当上升。可是精馏塔再沸器蒸汽用量增加， 但塔釜的温度根本没有变化，为什么呢？再沸器的最高效率是通过再沸蒸汽的相变来实现的，当再沸器布满工艺介质同时再沸蒸汽完成相变，这时再沸器的效率最大。你公司的精馏塔再沸器蒸汽用量增加，但通过再沸器的是气相的蒸汽，实际加载到工艺侧的能量并不大，所以

20、塔釜的温度根本没有变化。再有的缘由是塔底的轻组分过多，也可产生这种现象，但这时还同时伴有其他现象。固然还有其他的缘由如再沸器结焦等等，你也要全方位的考虑可能的因素。13. 请问内回流与中段回流、侧回流有何关系？ 问：请问内回流与中段回流、侧回流有何关系？这些都是原油常减压蒸馏的概念。常压塔是一个复合塔 原油通过常压蒸馏要切割成汽油、煤油、轻柴油、重柴油和重油等四、五种产品馏分。依据一般的多元精馏方法，需要有 n-1 个精馏塔才能把原料分割成 n 个馏分。而原油常压精馏塔却是在塔的侧部开假设于侧线以得到如上所述的多个产品馏分，就像 n 个塔叠在一起一样，故称为复合塔。内回流就是顶部馏分没有引出塔

21、直接最为回流安排到塔盘上。这样内回流就在实际上没有掌握，不知道实际有多大的回流比。而外回流则是顶部馏分引出塔在有流量掌握的状况下准确掌握回流。中段循环回流的作用是，在保证产品分别效果的前提下，取走精馏塔中多余的热量，这些热量因温位较高，因而是价很高的可利用热源。承受中段循环回流的好处是，在一样的处理量下可缩小塔径，或者在一样的塔径下可提高塔的处理力量。14. 精制塔的压差问题问：不好意思，请问大家一下板式精制塔的所说的压差，正常是塔顶压力大还是塔釜压力大？ 以前接触的时，也没认真争论似乎是塔釜压力要高一点点，谁能和我理论上讲讲？临时没琢磨透网友答复固然是塔釜的压力高了。一是由于塔釜有蒸汽压力，

22、使易挥发性的物质挥发，所以，汽相物质较多，因而压力较高。而塔顶则由于随着塔高的增加，轻组分的物质会越来越少，所以压力也较低。这种解释根本是错误的，至少不严密。从现象上分析，塔顶是由轻组分占据， 塔釜重组分居多。我们假设无视由于重力的缘由，塔内的物质自然分布，塔顶和塔底还有压差吗？我们知道，精馏塔要建立循环，必需有上升气相和下降液相， 液相的下降是依靠重力，那么气相上升靠什么？很多人认为靠塔底的再沸，其实是压差。压差来源于塔顶的冷凝。正是由于塔顶的气相冷凝，产生了小于下一块板的压力，并且逐板传递，才能完成每个塔板上的物质交换。需要指出的是塔内物质的分布能够代表肯定气相物质的压力差在塔内的分布，但

23、是反过来塔的压差分布并不能表示塔内部气相组成的分布。15. 将甲醇精馏塔加高，能否增加产量？问：我厂近行改造，要将原来的精馏塔加高 10 米，我门是年产 3 万吨的联醇， 精馏是双塔精馏，其中予塔没有加高，加高精馏塔能使产量增加吗你是双塔精馏，由于楼主使用方言的缘由，我看不出加长的那段是在哪个段上， 反正是总精馏塔加长了。依据你们的双塔设计，可能是板式精馏塔。我想加长 10 米是出于提高精馏效果的一种原设计补偿。可能是原设计的瑕疵或者由于原料的设计变化，转变了对精馏塔的要求。精馏塔高度的转变一般不会对精馏塔生产力量产生变化。适当的增加塔板数量可以提高塔的精馏力量，但是多余的塔板数也是无用功，几

24、乎没有作用，负面作用还很明显。增加塔高也不会增大塔的处理量。塔的处理力量其实已经由塔板打算了，就是说一个塔板的力量根本代表了全塔的力量。塔内部循环的物料再多也不能等于塔的生产力量大。这也是塔增高的负面作用之一。续问：我们这个精馏是孔板波浪的填料塔，共有 5 层填料，现在要加高顶部 10 米。板式塔和填料塔在这个上有什麽差异吗？网友答：我想首先应当分析的是制约塔处理能里的因素,假设是由于产品质量达不到要求被迫提高回流量那么,加高塔高或许有一些作用.一般状况下处理量和塔的直径和内部构造的关系更大些.板式塔和填料塔在这个精馏概念上的区分不大。塔的高度增加了，塔板数增加了，可以降低回流比，其实就是削减

25、回流量，对于塔来说是削减了能耗，但是仍旧没有解决增加塔生产力量的问题。精馏塔是什么，打个比方就像是“酒肉穿肠过，循环心中留”，回流比大，再沸量大，内部循环量大。假设在不增加塔高的状况下，回流比下降了，塔的力量确实增加了。可是削减了回流比是用增加了塔高作为代价的。16. 甲醇-水精馏塔的操作问题问：由于第一次接触精馏操作，有如下生产问题请教，望各位阅历之师具体教导和争论：设计指标如下：系统压力：0.2MPa进料：蒸馏釜液92%甲醇 8%水 99.2、1.64T/h，外加一局部 120 脱盐水、0.5T/h；塔顶为全气相产品：96.7甲醇蒸汽、9.23T/h；塔釜：温度 139.2，要求甲醇含量小

26、于 100PPm、0.57T/h； 回流：9798%的甲醇水溶液、7.66T/h；灵敏板温度：101.7. 目前的问题为：1，再沸器低压蒸汽压力波动对系统的温度影响很大，当低压蒸汽压力降低时，中间有个过程塔顶、塔釜以及灵敏板温度和设计值都根本接近，但保持此热负荷系统温度稳不住，会持续下降。2，系统稳定时，进料、回流、塔顶和塔釜温度都能到达设计值，塔釜为液位自控，但灵敏板的温度却和塔釜温度一样为136。问：为什么灵敏板温度出入这么大？是操作问题还是设计有缺陷？是塔釜再沸器负荷过高的缘由引起？可以确定的讲，你的精馏塔的设计根本没有问题，你不用疑心它。依据你的描述，这些问题的消灭根本属于你的操作上的

27、技巧问题和公用工程系统波动造成的。首先答复你的“为什么灵敏板温度出入这么大”的问题。所谓灵敏板的温度，其实是代表一个塔的平衡点的温度，在这个温度点上这块板上平衡物的分别是个拐点。那么它的温度接近于塔底的温度，你应当明白有大量的塔底的组分就是重组分接近了这块板的四周。请记住：在精馏塔内部，温度的分布根本上代表着组分的分布趋势。很明显，你的塔底温度过高了。有时你也会觉察，我当时的塔底温度是接近正常的呀！这是由于实时的温度是正常的，可是塔内部还没有抵消前次的扰动而到达稳态，消退扰动到达的稳态是需要时间的。那么这个问题解决了，你的其它两个问题就解决了，他们其实是一类问题。另外需要争论的是，你的精馏塔很

28、小，由于塔系统很小则抵抗外界的波动的阻力就小，所以你的精馏塔略微有风吹草动，就浑身抖动。这也没有方法，这是原罪啊17. 请教脱丁烷塔的操作问：我们这里投产一套自然气处理装置，脱丁烷塔总是调整不好，塔顶温度波动大。增大回流可以把温度掌握到正常值，但 20 分钟左右回流罐液位就没有了，等回流罐液位正常后塔顶温度又高了。那位高手给指个招脱丁烷塔的操作，根本点是上游必需不能夹带C3，假设C3 含量多，则C4 塔的压力就会增高而且塔顶不易冷凝。首先要留意的是 C3 塔即上游塔的出料即脱丁烷塔的进料量必需保持相对稳定。可以讲，假设上游 C3 塔不稳定向脱丁烷塔进料，则脱丁烷塔肯定不会稳定。其次，塔顶的回流

29、量也要保持相对稳定，一般脱丁烷塔顶的回流罐都比较小，但是操作时候不要总是担忧液位会满或者会空以至于依据回流罐的液位来被迫作 出加大或减小回流量，这样的操作只能使脱丁烷塔更加乱套。关键看什么呢？看塔顶温度和塔底温度。操作人员一般应当有阅历，塔顶的回流量是多少及塔底的再沸蒸汽应当给多少。当发生“乱套的时候”，稳定进料之后，尽量稳定回流量和塔顶温度，假设塔顶温度是合格的，回流罐液位高，不是加大回流量了，而是增加塔顶采出：由于塔顶产品是合格的。假设塔顶温度稍高，即塔顶不合格，那么确定不能采出了，说明塔顶中含有C5+了，实行加大回流量不能彻底解决问题的，只能实行掌握塔底温度，削减再沸量来到达目的。假设塔

30、顶合格塔底不合格， 即温度稍低，说明 C4 进入塔底了，不要过度提高再沸量，缓慢的增加塔底温度。操作的关键是“慢”，塔底部的inventory 足够保持一段时间不采出塔底料。中国有句成语叫做矫枉过正，肯定要留意。从掌握理论分析，不能使塔有两个以上的参数不合格。也就是说进料不合格，塔压不合格，塔温顶或底不合格，得了，你没法玩了。以上的操作阅历也同样适用于其他的精馏塔的操作。一家之言仅供参考。18. 再沸器平衡管线的作用问：看到精馏工序 PID 图纸上再沸器的热源进口到出口有一平衡管线，不知是何作用，什么时候能用到？那是一根很细的管线对吧？那不是平衡线，是排凝线，在进入再沸器的掌握阀前，叫做输水阀

31、 steam trap。只要阀前有凝液，就通过这个很细的管线排放到凝液系统中区，就是你说的再沸器的热源出口管线，即凝液线系统了。某网友：大塔都用汽液分别罐，而不用疏水器的这根管子用来平衡再沸器壳程与汽液分别罐压力的。在生产中，尤其是开车初期，有可能汽液分别罐闪蒸出蒸汽的压力高于壳程压力， 这样会造成疏水不畅，壳程集液，影响换热。有这根管子，就能有效的平衡压力，使两边气相压力一样，壳程的凝液能自流进入汽液分别罐。回复 #3 wing 的帖子：老弟，流程搞错了。楼主的问题是“看到精馏工序 PID图纸上再沸器的热源进口到出口有一平衡管线，不知是何作用？”再沸器的壳程与凝液罐的管线是从再沸器的冷凝液进

32、入凝液罐的必经之路，不是你说的平衡线。另外再沸器中的壳程必需有积液，否则蒸汽就从再沸器中直接贯穿了，这会造成凝液罐严峻水击，并且再沸器中没有建立肯定的凝液说明再沸器没有产生蒸汽相变，即没有实现最高加热效率。没有积液反而影响换热。导致这种状况的缘由很多，不在此赘述。另外，凝液罐的顶部到凝液罐的出料线之间有一个平衡线，这根管线的作用才是用来解决疏水罐向凝液系统排水不畅的管线。设想：假设再沸器的热源入口有一根管线直接连接到了凝液罐上，会发生怎样的后果？供坛友们争论。某网友：这根管子，是起平衡压力的作用，使两边气相压力一样，壳程的凝液能自流进入汽液分别罐，不会造成流水不畅。我感觉三楼说的对，它说的这根

33、线和你的问题是一样的。只是表达的不是很适宜。“凝液罐的顶部到凝液罐的出料线之间有一个平衡线，这根管线的作用才是用来解决疏水罐向凝液系统排水不畅的管线。”是这样么，感觉你说的不对，我没有作过这样的设计。个人观点！回复某网友：我给大家画了一张图纸，请将.txt 换成.dwg，烦请版主将图转换格式贴到版面便利大家扫瞄。或许我们争论的根本不是楼主的意向，最终楼主自己贴一张示意图。请大家留意我画的图中的蓝色线、粉色线和红线，它们的功能是各不一样的。有阅历的同事都清楚：1、再沸器中必需有凝液的存在2、凝液罐中必需要有可控液面3、蒸汽不能直接进入凝液罐4、蒸汽进入再沸器之前必需要排凝请入行的同事在实践中留意

34、这些问题。以上的每一条的相反都将带来问题，并都有不同的处理对策。某网友：按楼上朋友图纸上所画的，则汽液分别罐内必需是布满液体了，否则不行能在再沸器内形成液位。假设我设计则应将再沸器往气液分别器的进料从底部进入，这样依据连通器的原理只要掌握气液分别器内肯定的液位即可。这时有必要在气液分别器顶部到蒸汽进口设一平衡管。某网友：weiqj 先生的这个设计，我觉得是不合理的。首先调整阀前的那个排水管，是不需要疏水器的，由于只有开车时需要排水，但是，开车时这个地方压力很低，根本就疏不会凝水总管，只能就地排掉。其次是正常生产中，这种设计会将蒸汽管网的压力波动对精馏塔的影响放大。第三点是，当精馏塔负荷较低时，

35、由于凝液调整阀的减压作用，可能导致凝水排不回总管。第四点是，当蒸汽管网压力波动时，可能造成蒸汽窜入汽液分别罐，不仅导致压力波动，而且汽液两相流会对再沸器到汽液分别罐之间的管子产生很强的冲刷， 导致管子使用寿命缩短。答复某网友：这个设计不是属于我的，是美国 LUMMUS 鲁姆斯的设计，我不过拿来订正上述帖子的错误，供大家学习的。只要是中石化的此处的单元都是如此。您说的四个点都是错误的。我一条一条的解释。1. 调整阀前的那个疏水管。这条管线是正常使用的，固然开车时也要使用。一般状况下，再沸器加热使用的蒸汽是 LPSS低压饱和蒸汽，关键词：饱和的。有的设计也承受低压蒸汽 LPS，大同小异。有的再沸器

36、使用中压蒸汽MPS， 我们不争论。不要我解释大家会明白了，LPSS/LPS 走到每个调整阀前的时候已经有凝液了，假设不排凝可以不行以呢？固然你随便了。这就会有两个问题：一是再沸器的效率低，二是会有水锤发生，缘由我都不解释，高手自己明白。顺便提示您：任何时候阀前的压力也足够高到可以通过疏水器将凝液排向凝液回水系统去，道理我不解释。2. 您的其次条，我猜测您的装置肯定很小。之前的某关于蒸汽对甲醇精馏影响的贴子，就是您说的状况，公用工程的波动猛烈影响塔的操作。跟您讲，大厂的公用工程的稳定性要比工艺运行的稳定性要高，可想而知，我们对公用工程的波动忙的不亦乐乎，没法保证工艺的正常生产。这种状况在中石化消

37、灭的几率小。结论：正常生产中，蒸汽管网的压力不会波动，对精馏塔的影响几乎没有。从SS、HPS、MS 到 LPS，再到LPSS 的逐级压力掌握，每个系统尚且相对独立，几乎没有压力的波动。有兴趣的坛友可以找一本乙烯工艺读一读就知道个或许。3. 您的第三点是，当精馏塔负荷较低时，由于凝液调整阀的减压作用，可能导致凝水排不回总管。您的这个问题有两个错误，一个是这个单元的操作你没有搞懂， 其次个错误是数学上的错误，类似于 AB,BC,AC 的规律。网上有相关的操作建议您可以下载来看。4. 您的第四点是，当蒸汽管网压力波动时，可能造成蒸汽窜入汽液分别罐。这种状况永久不会发生，由于不行能，为什么呢？没有流程

38、。在此也订正一下wxjwu 将蒸汽管线直接连到凝液罐上的错误，这是很危急的想法，而且凝液罐即使满液位对再沸器的操作影响也不巨大，马上即可解决；但空罐反倒是危急的。以上的争论涉及三个专业：工艺、掌握和公用工程。版主 chemicaleng2023 不给加 4 魅力、12 财宝就不够意思了，哈哈。欢送争论。假设清洁工增加了乙烯板块，这些问题就没有人问了。19.塔底重沸器停顿循环缘由问：大家来争论一下塔底重沸器停顿循环的缘由，好吗？这是一个老贴了，跨越 6 个月的时间。我说一下自己的观点。在这里我们不争论蒸汽中断、仪表失灵、公用工程失去和设计错误等极端问题。争论的根底是：塔底再沸器的蒸汽阀门全开。排解的缘由：1. 液位过高、高过再沸器升气管口不是造成再沸器停顿循环的缘由2. 塔釜组分变重、变轻不是再沸器停顿循环的缘由3. 再沸器的蒸汽通过再沸器没有相变至今进入凝液罐，可以导致再沸器效率降低，不能使再沸器停顿循环主要的缘由：1. 塔釜液位低造成空腹，是再沸器停顿循环的一个缘由2. 再沸器严峻结焦，导致再沸器不能产生气化，是再沸器停顿循环的一个缘由最常见的缘由3. 再沸器的凝液罐向后系统排液中断，导致再沸器不能工作是再沸器停顿循环的一个缘由