精馏塔操作与控制专题

1.精馏塔操作及自动控制系统的改进

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根据蒸汽进料量自动调节达到相对稳定，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，所以控制好塔顶、塔釜压力就能保证一定的蒸发量，而在操作中，塔顶压力可通过塔顶压力调节系统进行稳定调节或大部分为常压塔，为此，稳定塔釜压力就特别重要。于是在蒸汽进料量不变情况下，我们对蒸汽压力变化情况与塔釜压力的变化进行对比，发现两者成正比关系，而且滞后时间极小。于是将蒸汽进料量与塔釜压力进行串级操作，将塔釜压力信号传递给蒸汽流量调节阀，蒸汽流量调节阀根据塔釜压力进行自动调节，通过蒸汽进料量自动增大或减少，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。

我们在讨论精馏塔的控制方式，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对比塔压是更趋于稳定；基于这个原因塔压的控制才可以串级控制再沸器的进入蒸汽流量。如果发现蒸汽系统的压力发生了变化，塔压基本没法和加热蒸汽流量串控了。

第二塔的压差基本只是一个参考数据，一般不对塔压差进行控制。尽管塔压差过高我们要采取一定的措施。

DCS/SCS/APC等技术伴随着大容量的工业电脑的应用，投入成本逐渐下降，精馏塔的高级智能控制也成为可能，比如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，由于影响这些先进控制的外来因素的影响，DCS操作工随时都可能摘除这些控制，回到DCS的水平，进行人工干预。

问：个人认为首先蒸汽压力的波动可以直接影响釜温和塔釜压力的不稳定,同时造成踏内压差的波动,在锅炉补水或蒸汽温度变化的情况下如果不即时去调节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.这个和采用双温差控制的方式相仿,而且在现场操作的时候,如果蒸汽压力升高或降低,如果阀门保持同样的开度的话,蒸汽的流量会多少有加大和减少的情况,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？

我们以控制塔压力为例。假设塔的其它参数不变，只有供应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。因为该蒸汽压力的变化，然后塔压命令再沸器的流量控制阀做出调整，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）

然而实际的情况却不能让你这样子。

我们知道塔的进料除非你特意的控制其进料流量（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），进料板一般不能变化了（除非特殊工艺，设计了多个可控进料口），设塔的进料变大了，就会出现塔的灵敏板以下温度降低，但是塔压已经正常，楼主的用塔压控制蒸汽流量的阀门关闭了，可这时塔底部温度却还低呢！

如果有三元以上参数也变化呢？楼主的精馏塔还精馏吗？

正确的精馏塔的控制机理应该是这样的：因为工艺的变化，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，尽管理论上是成立的。

顺便想讨论的是：一个装置中锅炉系统不会因为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.精馏塔采用板式塔好还是填料塔好？

问：单系列60万吨/年甲醇精馏装置，是采用板式塔好呢，还是采用高效填料塔好，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采用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。从精馏塔的发展来看，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。但是从当前的新技术发展方向分析，填料塔的发展速度很快。因为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。这种新技术的革新，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。

通常来说，板式塔和填料塔的区别是：

1填料塔不适于容易聚合或者含有固体悬浮物的物料，这时应采用板式塔

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：我公司新上一套精馏系统，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，反而略微升高，即使降低也不在设定值以内，而设定值也在温度极小的范围内，回流量也远远小于设定值，压差也比设定值小很多，在这种情况下反而总出现液泛，有哪位高人知道这是怎么回事？应该怎么调节才能不液泛，而且能调节到设定值？

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。先分析一下出现这种问题的原因。

“经过精馏塔的塔顶冷却器后流体的温度有时不但不降低，反而略微升高，即使降低也不在设定值以内，而设定值也在温度极小的范围内”，因为你的塔内气流速度太高，造成雾沫夹带，当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。但是根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，相对而言在这种情况下冷凝器的能力不足不能保证塔顶气相完全冷凝。所以产生了你描述的结果。

当然就导致了回流罐中凝液少，不能保证充足的回流量。所以进入塔内的液相相对不足，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：

你应该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。

在这种情况下你应该大幅减低塔底再沸量，使进入塔顶的重组分下降。

如果有较多轻组分在塔顶，而且该塔还有放火炬阀控制，可以适当排放一下，绝对不能再让轻组分进入该塔的下游设备。

根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“应该怎么调节才能不液泛，而且能调节到设定值”：你不应该把锅下面的火烧的太旺，干什么呀，烤羊肉串啊？

4.汽提塔压力控制高点好还是低好？

问：装置里有个丙稀汽提塔，主要是脱除丙稀中的CO和一些轻组分，工艺卡片要求压力控制范围在1.8～2.2MPa，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，若是排出量不变，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控制范围在1.8～2.2MPa，但是正常的操作不应该是这个范围的两端。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，估计是C2或者C1以下。如果是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。

并且在这个压力下C3以上也不会逃逸，只要控制住顶温就差不多。

5.乙烯精馏塔控制的技术

问：各位老师能不能谈下关于乙烯精馏塔控制的技术

乙烯装置中分离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等塔的基本控制大概相同，几乎没有什么区别。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原因？

精馏塔的进料口在进入塔内部的端口上有一个挡板，一楼我建议你在合适的时机检查一下有无（不过我认为应该不会忘记加上），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出现，主要是凝液造成的轻微水击，注意控制一下凝液罐的液位。

7.为什么精馏塔会出现中温比釜温高？

问：我做的三氯氢硅加压精馏，我是一个新人。在操作的时候有一个塔经常出现这个问题，不晓得是怎么回事啊

希望大家讨论一下，也不晓得会出现啥子后果

我已经研究你的帖子几次了。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，你描述的现象出现的时候，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。我注意到你的关键词“而我这里的这个塔，不停的加料，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，正常情况下，温度曲线基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，但是根据温度控制你的塔釜要停留在某点位，可是根据滞后控制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控制过高的原因。塔釜有液位控制吗？超过100％是不允许的，“不停的加料，不出产品，也不出釜液体”我判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情况，进料一直没有停止，可是塔却没有一点采出，半宿的时间，这个塔装了近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“红灯闪烁”。

绝大多数的精馏塔的操作控制是一样的，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？我的情况是这样的物料(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,却没出现这个问题啊!

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。产生的原因可能是两塔压差过大、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。如果水洗塔的压力瞬间过大，就会产生这个问题。解决办法就是进料避免水洗塔的塔压过大、或者下游塔的塔压瞬间释放。

如果不属于这类原因，可能就是设备的自身原因，麻烦就大了。根据你提供的信息还无法断定。

9.精馏塔负压问题问答

问：甲醇的常压塔，塔顶和回流槽一直出现负压，回流管线还有水击现象发生，我想问下：这是为什么？

塔顶和回流槽一直出现负压，分析的原因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。通常的情况下，塔顶管道为鹅颈管，塔内部为浮阀塔板（或者填料），有足够的升气空间，但是如果有管道洼兜和塔板升气管道堵塞的现象严重的情况，塔顶就会出现憋压，负压就有机会产生。但是这种负压只是微负压。那么回流管线就会出现水锤的现象。

当然负压的产生还有其他的原因，比如进料过小甚至中断、再沸量相对小，这些都是使常压消失的原因。总之控制塔压是综合的因素、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：“但是如果有管道洼兜和塔板升气管道堵塞的现象严重的情况，塔顶就会出现憋压，负压就有机会产生。但是这种负压只是微负压。”问下：你为什么认为是微负压？

如果负压较大的话，会立即被自身系统破坏掉，而且这种微负压也是脉动的，不是恒久保持，所以我判断你的塔顶部的负压即使有，也是很小的。

10.塔釜液位的高低对塔压降有影响吗？

问：昨天做冷模实验，一老师傅说塔釜液位的高低及稳定与否对全塔压降有影响，不明白为什么，请高人指点！在实际生产中又是什么情况？谢谢！

不极端的讨论的话，塔釜液位的高低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宽泛。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，塔釜液位的控制可以影响塔的再沸量进而影响塔压，但是谁会这么来控制塔压呢？

11.污水汽提装置为什么老堵塞

问：我厂有一套６０t／h的酸性水汽提装置主要加工常压，柴油加氢还还催化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严重缩短，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办法可以缓解这种状况，以便延长开工周期!再有根据资料显示，污水汽提装置的酸性气焚烧炉炉膛温度一般为１２００度左右也就是说硫化氢燃烧放出的热量大概可以达到１２００可我们的只能达到１０００左右，是硫化氢含量的问题还是其他的问题，谢谢！

几乎可以说塔器是用来处理气液、液液分离的，一般不处理液固分离。气提塔周围设施堵塞先不要先找塔设计原因，首先查找进料问题。你的进料中含有很多的固体悬浮物，根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，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原因

问：我公司的精馏塔再沸器蒸汽用量增加，但塔釜的温度基本没有变化，这是为什么？塔体进料为汽相进料。

其实道理很简单。

从常理分析，再沸蒸汽增加，釜温应该升高。可是精馏塔再沸器蒸汽用量增加，但塔釜的温度基本没有变化，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，当再沸器充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，所以塔釜的温度基本没有变化。再有的原因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。

当然还有其他的原因如再沸器结焦等等，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。按照一般的多元精馏办法，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若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直接最为回流分配到塔盘上。这样内回流就在实际上没有控制，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控制的情况下精确控制回流。

中段循环回流的作用是，在保证产品分离效果的前提下，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。采用中段循环回流的好处是，在相同的处理量下可缩小塔径，或者在相同的塔径下可提高塔的处理能力。

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，也没仔细研究

好像是塔釜压力要高一点点，

谁能和我理论上讲讲？暂时没琢磨透

（网友回答）当然是塔釜的压力高了。一是因为塔釜有蒸汽压力，使易挥发性的物质挥发，所以，汽相物质较多，因而压力较高。而塔顶则因为随着塔高的增加，轻组分的物质会越来越少，所以压力也较低。

这种解释基本是错误的，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。我们假设忽略因为重力的原因，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，必须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一定气相物质的压力差在塔内的分布，但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，因为楼主使用方言的原因，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。根据你们的双塔设计，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，改变了对精馏塔的要求。

精馏塔高度的改变一般不会对精馏塔生产能力产生变化。适当的增加塔板数量可以提高塔的精馏能力，但是多余的塔板数也是无用功，几乎没有作用，负面作用还很明显。

增加塔高也不会增大塔的处理量。塔的处理能力其实已经由塔板决定了，就是说一个塔板的能力基本代表了全塔的能力。塔内部循环的物料再多也不能等于塔的生产能力大。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纹的填料塔，共有5层填料，现在要加高顶部10米。楼上的兄弟，板式塔和填料塔在这个上有什麽差别吗？

网友答：我想首先应该分析的是制约塔处理能里的因素,如果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.一般情况下处理量和塔的直径和内部结构的关系更大些.

回答6＃楼兼7＃楼。

板式塔和填料塔在这个精馏概念上的区别不大。塔的高度增加了，塔板数增加了，可以降低回流比，其实就是减少回流量，对于塔来说是减少了能耗，但是仍然没有解决增加塔生产能力的问题。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。如果在不增加塔高的情况下，回流比下降了，塔的能力确实增加了。可是减少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，望各位经验之师详细指点和讨论：

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，外加一部分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℃，要求甲醇含量小于100PPm、0.57T/h；

回流：97~98%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基本接近，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达到设计值，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原因引起？

可以肯定的讲，你的精馏塔的设计基本没有问题，你不用怀疑它。根据你的描述，这些问题的出现基本属于你的操作上的技巧问题和公用工程系统波动造成的。

首先回答你的“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）平衡物的分离是个拐点。那么它的温度接近于塔底的温度，你应该明白有大量的塔底的组分就是重组分接近了这块板的周围。请记住：在精馏塔内部，温度的分布基本上代表着组分的分布趋势。很显然，你的塔底温度过高了。有时你也会发现，我当时的塔底温度是接近正常的呀！这是因为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达到稳态，消除扰动达到新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。

另外需要讨论的是，你的精馏塔很小，因为塔系统很小则抵抗外界的波动的阻力就小，所以你的精馏塔稍微有风吹草动，就浑身颤抖。这也没有办法，这是原罪啊

17.请教脱丁烷塔的操作

问：我们这里新投产一套天然气处理装置，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控制到正常值，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，基本点是上游必须不能夹带C3，如果C3含量多，则C4塔的压力就会增高而且塔顶不易冷凝。

首先要注意的是C3塔即上游塔的出料即脱丁烷塔的进料量必须保持相对稳定。可以讲，如果上游C3塔不稳定向脱丁烷塔进料，则脱丁烷塔一定不会稳定。

其次，塔顶的回流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心液位会满或者会空以至于根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。操作人员一般应该有经验，塔顶的回流量是多少及塔底的再沸蒸汽应该给多少。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，如果塔顶温度是合格的，回流罐液位高，不是加大回流量了，而是增加塔顶采出：因为塔顶产品是合格的。如果塔顶温度稍高，即塔顶不合格，那么肯定不能采出了，说明塔顶中含有C5+了，采取加大回流量不能彻底解决问题的，只能采取控制塔底温度，减少再沸量来达到目的。如果塔顶合格塔底不合格，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，一定要注意。从控制理论分析，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。

以上的操作经验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，在进入再沸器的控制阀前，叫做输水阀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：大塔都用汽液分离罐，而不用疏水器的这根管子用来平衡再沸器壳程与汽液分离罐压力的。

在生产中，尤其是开车初期，有可能汽液分离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，使两边气相压力相同，壳程的凝液能自流进入汽液分离罐。

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须有积液，否则蒸汽就从再沸器中直接贯通了，这会造成凝液罐严重水击，并且再沸器中没有建立一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。导致这种情况的原因很多，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：如果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？供坛友们讨论。

某网友：这根管子，是起平衡压力的作用，使两边气相压力相同，壳程的凝液能自流进入汽液分离罐，不会造成流水不畅。

我感觉三楼说的对，它说的这根线和你的问题是一样的。只是表达的不是很合适。

“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方便大家浏览。

或许我们讨论的根本不是楼主的意向，最后楼主自己贴一张示意图。

请大家注意我画的图中的蓝色线、粉色线和红线，它们的功能是各不相同的。

有经验的同事都清楚：

1、再沸器中必须有凝液的存在

2、凝液罐中必须要有可控液面

3、蒸汽不能直接进入凝液罐

4、蒸汽进入再沸器之前必须要排凝

请新入行的同事在实践中注意这些问题。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，则汽液分离罐内必须是充满液体了，否则不可能在再沸器内形成液位。

如果我设计则应将再沸器往气液分离器的进料从底部进入，这样按照连通器的原理只要控制气液分离器内一定的液位即可。

这时有必要在气液分离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。

首先调节阀前的那个排水管，是不需要疏水器的，因为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，由于凝液调节阀的减压作用，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离罐，不仅导致压力波动，而且汽液两相流会对再沸器到汽液分离罐之间的管子产生很强的冲刷，导致管子使用寿命缩短。

回答某网友： 

这个设计不是属于我的，是美国LUMMUS鲁姆斯的设计，我不过拿来纠正上述帖子的错误，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.调节阀前的那个疏水管。这条管线是正常使用的，当然开车时也要使用。一般情况下，再沸器加热使用的蒸汽是LPSS（低压饱和蒸汽），关键词：饱和的。有的设计也采用低压蒸汽LPS，大同小异。有的再沸器使用中压蒸汽（MPS），我们不讨论。不要我解释大家会明白了，LPSS/LPS走到每个调节阀前的时候已经有凝液了，如果不排凝可以不可以呢？当然你随意了。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，原因我都不解释，高手自己明白。顺便提醒您：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.您的第二条，我猜想您的装置一定很小。之前的某关于蒸汽对甲醇精馏影响的贴子，就是您说的情况，公用工程的波动剧烈影响塔的操作。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。这种情况在中石化出现的几率小。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的逐级压力控制，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大概。

3.您的第三点是，当精馏塔负荷较低时，由于凝液调节阀的减压作用，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，第二个错误是数学上的错误，类似于A>B,B>C,A>C的逻辑。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离罐。这种情况永远不会发生，因为不可能，为什么呢？没有流程。在此也纠正一下wxjwu将蒸汽管线直接连到凝液罐上的错误，这是很危险的想法，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；但空罐反倒是危险的。

以上的讨论涉及三个专业：工艺、控制和公用工程。

版主chemicaleng2008不给加4魅力、12财富就不够意思了，哈哈。欢迎讨论。

如果清洁工增加了乙烯板块，这些问题就没有人问了。

19.急！急！急！精馏塔开不了

问：一个精馏塔在一次检修之后就开不了．

正常情况；塔顶压力　４００ＫＰＡ　略微淹塔无所谓．视质量　少量返回或采出．正常压差５０ＫＰＡ以下．蒸汽开度６５％－７５％

异常情况；塔顶压力　２００－３００ＫＰＡ之间．蒸汽３５％开度就液泛．液位随之为０．压差逐渐增加．

处理；蒸汽降到　３０％．液位　慢慢回升．时间久还会下降．

继续　关蒸汽　２８％．保持　液位　７０％－９０％正常状态．压差５０ＫＰＡ左右．塔顶压力　３００ＫＰＡ左右．

分析数据；少量不冷凝气体Ｎ２．及重组分．９３％为产品．

帮忙解决这精馏塔的问题；

１．为何在蒸汽开度一半的时候就液泛？是什么原因？

２．淹塔的情况下为何塔釜　和塔顶　压力相差　很大．近　１００ＫＰＡ．

３．开蒸汽后，塔顶始终达不到预计值．４００ＫＰＡ．实际只有３００ＫＰＡ

根据楼主的数据，我判断你的塔不会是塔内降液管堵塞。原因是降液管的流通面积占塔板的面积很大的比例，一般不考虑降液管会发生堵塞。我分析主要的原因可能来自于操作的问题。

你的塔进料组成已经超出了该塔的工艺要求，就是你的分析数据中列出的不凝气和重组分。这两种物质分别影响你的塔操作的两端。首先N2占据塔顶，使冷凝器效率降低，使塔压失控。所以现象就是稍微加载蒸汽，塔就液泛，其实就是组分过轻，空塔速度过快。说白了就是冲塔了。很典型的证据就是重组分也被带到塔顶。

当然你减少蒸汽、釜底抽薪很快就会打破这种局面，回到接近正常的气液流速。这是你的第一个问题的答案。

塔顶到塔底的最后一块塔板之间有一个测量仪表，即塔压差，淹塔的情况下塔底的液位升高淹没的这个测量仪表的下部接口，所以塔釜和塔顶的压差很大。或者在液泛的时候也会淹没这个接口，同样道理。

开蒸汽后，塔顶始终达不到预计值４００ＫＰＡ，实际只有３００ＫＰＡ那是你的蒸汽阀门开的小，你可以把塔加压到很高的压力（开玩笑）。精馏塔其实很骄气，它的食物不是随便添加的，当有不该进入的物料如不凝气被加入，或者较重的组分进入都会让塔不舒服，所以严格控制精馏塔的菜单是精馏塔操作平稳的至关重要的条件。当有不凝气进入系统，唯一的办法就是排掉它。

续问：谢谢大家参与讨论研究．现在塔开起来了．也正常了．因为当时我没有上班．具体情况不是很了解．

处理方法;将塔顶压力设定200KPA,蒸汽开度也关小.25%.开大冷煤.全回流精馏之后,塔顶纯度适当的返回系统再次提纯.

当时;压力设定400KPA.实际只有300KPA.所以就开蒸汽.为了使塔顶压力上来.冷凝量也全关了.只有上升的气相.因此就出现压差高,液泛.塔釜空塔.平时开一个塔,进料到60-90%左右.压力上升后全开冷凝水.然后慢慢开蒸汽...这次是因为 塔顶温度计失灵,液位计失灵.导致淹塔.然后倒出一部分料只后开塔.塔顶压力上不去,不能开冷凝水.蒸汽不能开.一开就液泛.降低塔顶压力.将冷凝水开大.气液相交换.稳定之后,渐渐抬高塔顶压力.

20.塔底重沸器停止循环原因

问：大家来讨论一下塔底重沸器停止循环的原因，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。

在这里我们不讨论蒸汽中断、仪表失灵、公用工程失去和设计错误等极端问题。

讨论的基础是：塔底再沸器的蒸汽阀门全开。

排除的原因：

1.液位过高、高过再沸器升气管口不是造成再沸器停止循环的原因

2.塔釜组分变重、变轻不是再沸器停止循环的原因

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，不能使再沸器停止循环

主要的原因：

1.塔釜液位低造成空腹，是再沸器停止循环的一个原因

2.再沸器严重结焦，导致再沸器不能产生气化，是再沸器停止循环的一个原因（最常见的原因）

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止循环的一个原因

我不能逐条给出解释，但是这些都可以从教科书中找到答案。

为什么拿这个老贴说事，因为这个问题和坛内的一些帖子的问题相关。有兴趣的坛友自己查找对证一下，相信你会有受益的。