精馏塔的操作讨论

精馏塔的操作讨论

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。28＃楼的帖子应该加分。

影响精馏塔操作问答题

1、影响精馏塔操作？影响精馏操作的因素有以下几种：（1）回流比的影响；（2）进料状态的影响；（3）进料量大小的影响；（4）进料组成变化的影响；（5）进料温度变化的影响；（6）塔顶冷剂量大小的影响；（7）塔顶采出量大小的影响；（8）塔底采出量大小的影响。 2、进料状态有哪几种，对精馏操作有何影响？进料状态有五种：1冷进料。2饱和液。3气液混和物。4饱和气。5过热气。对于固定进料的某个塔来说，进料状态的改变，将会影响产品质量和损失。例如：某塔为饱和液进料，当改为冷进料时，料液入塔后在加料板上与提馏段上升的蒸气相遇，即被加热至饱和温度，与此同时，上升蒸汽有一部分被冷凝下来，精馏段塔板数过多，提馏段板数不足，结果会造成釜液中损失增加。这时在操作上，应适当调整再沸器蒸汽，使塔的回流量达到原来量。 3、进料量的大小对精馏操作有何影响？有两种情况：l进料量波动范围不超过塔顶冷凝器和加热釜的负荷范围时，只要调节得当，对顶温和釜温不会有显著变化，而只影响塔内上升蒸汽速度的变化。2进料量变动的范围超过了塔顶冷凝器和加热的负荷范围时，不仅影响塔内上升蒸汽速度的变化，而且会改变塔顶、塔釜温度，致使塔板上的气液平衡组成改变，直接影响塔顶产品的质量和塔釜损失。总之，进料过大的波动，将会破坏塔内正常的物料平衡和工艺条件，造成了系列的波动。因此，应平衡进料，细心调节。 4、进料组成的变化对精馏操作有何影响？进料组成的变化直接影响精馏操作，当进料中重组分增加时，精馏段负荷增加，容易造成重

组分带到塔顶，使塔顶产品不合格，若进料中轻组分增加，提馏段负菏就会加重，容易造成釜液中轻组份损失加大。进料组成的变化，还会引起物料平衡和工艺条件的变化。 5、进料温度的变化对精馏操作有何影响？进料温度的变化对精馏操作影响是很大的。进料温度低，会增加加热釜的热负荷，减少塔顶冷凝器的冷负荷。反之亦反。进料温度变化过大时，通常会影响整个塔的温度，从而改变汽液平衡。另外，进料温度的改变，会引起进料状态的变化，会影响精馏段、提馏段负荷的改变，使产品质量、物料平衡都会发生改变。因此，进料温度是影响精馏操作的重要因素之一。 6、塔顶冷剂量的大小对精馏塔顶冷剂量的大小会引起回流量和回流温度的变化。冷剂量加大，回流量也加大，塔顶温度下降；冷剂量减小，回流量也减小，操作有何影响？会引起顶温上升，因此，塔顶冷剂量要适当。 7、塔顶取出量的大小对精馏操作有何影响？塔顶取出量的大小与进料量有着密切关系：进料量增大或减小，取出量也相应增大或减小，这样才能保持搭内固定的回流比，维持塔的正常操作。如果进料不变，增加塔顶取出量，会引起回流比减小，操作压力下降，使重组分带到塔顶，引起产品不合格。减小取出量，会引起回流比增大，塔内的物料增多，上升蒸汽速度增大，塔顶与塔釜压差增大，时间长了会引起液泛，从而导致塔釜产品不合格。 8、塔底采出量的大小对精馏操作有何影响？精馏操作中塔釜液面必须保持稳定，而塔底采出量的大小将会引起液面变化。当塔釜液排

精馏塔的控制

精馏塔的控制 12.1 概述? 精馏是石油、化工等众多生产过程中广泛应用的一种传质过程，通过精馏过程，使混合物料中的各组分分离，分别达到规定的纯度。 ?分离的机理是利用混合物中各组分的挥发度不同（沸点不同），使液相中的轻组分（低沸点）和汽相中的重组分（高沸点）相互转移，从而实现分离。 ?精馏装置由精馏塔、再沸器、冷凝冷却器、回流罐及回流泵等组成。 精馏塔的特点精馏塔是一个多输入多输出的多变量过程，内在机理较复杂，动态响应迟缓、变量之间相互关联，不同的塔工艺结构差别很大，而工艺对控制提出的要求又较高，所以确定精馏塔的控制方案是一个极为重要的课题。而且从能耗的角度，精馏塔是三传一反典型单元操作中能耗最大的设备。 一、精馏塔的基本关系 （1）物料平衡关系总物料平衡： F=D+B (12-1) 轻组分平衡：F z f =D x D +B x B (12-2) 联立（12-1）、（12-2）可得： （2）能量平衡关系 在建立能量平衡关系时，首先要了解分离度的概念。所谓分离度s 可用下式表示： 回流泵 冷凝器 气液分离器 精馏塔 进料 再沸器 釜液 馏出液 冷剂 热剂 B,x B D,x D F,z F L L B L D V B D f D B B f D x x x z F D x x z D F x --= +-=)((12-3) ) 1()1(D B B D x x x x s --=(12-5)

可见，随着s 的增大，x D 也增大，x B 而减小，说明塔系统的分离效果增大。影响分离度s 的因素很多，如平均相对挥发度、理论塔板数、塔板效率、进料组分、进料板位置，以及塔内上升蒸汽量V 和进料F 的比值等。对于一个既定的塔来说： 式（12-6）的函数关系也可用一近似式表示： 或可表示为： 式中β为塔的特性因子由上式可以看到，随着V /F 的增加，s 值提高，也就是x D 增加， x B 下降，分离效果提高了。由于V 是由再沸器施加热量来提高的，所以该式实际是表示塔的能量对产品成分的影响，故称为能量平衡关系式。由上分析可见， V /F 的增加，塔的分离效果提高，能耗也将增加。 对于一个既定的塔，包括进料组分一定，只要D /F 和V /F 一定，这个塔的分离结果，即 x D 和x B 将被完全确定。也就是说，由一个塔的物料平衡关系与能量平衡关系两个方程式， 可以确定塔顶与塔底组分待定因素。 上述结论与一般工艺书中所说保持回流比一定，就确定了分离结果是一致的。二、精馏塔的控制要求精馏塔的控制目标是，在保证产品质量合格的前提下，使塔的总收益（利润）最大或总成本最小。具体对一个精馏塔来说，需从四个方面考虑，设置必要的控制系统。 （1）产品质量控制； （2）物料平衡控制； （3）能量平衡控制； （4）约束条件控制（液泛限、漏液限、压力限、临界温差限等）。 防止液泛和漏液，可以塔压降或压差来监视气相速度。三、精馏塔的主要干扰因素精馏塔的主要干扰因素为进料状态，即进料流量F 、进料组分z f 、进料温度T f 或热焓F E 。 此外，冷剂与热剂的压力和温度及环境温度等因素，也会影响精馏塔的平衡操作。 所以，在精馏塔的整体方案确定时，如果工艺允许，能把精馏塔进料量、进料温度或热焓加以定值控制，对精馏塔的操作平稳是极为有利的。 12.3 精馏塔被控变量的选择 通常，精馏塔的质量指标选取有两类：直接的产品成分信号和间接的温度信号。 一、采用产品成分作为直接质量指标 成分分析仪表的制约因素： ①分析仪表的可靠性差； ②分析测量过程滞后大，反应缓慢； ③成分分析针对不同的产品组分，品种上较难一一满足。 二、采用温度作为间接质量指标 )(F V f s =(12-6) s F V ln β=) 1()1(ln D B B D x x x x F V --=β(12-7) (12-8)

苯-甲苯精馏塔课程设计报告书

课程设计任务书 一、课题名称 苯——甲苯混合体系分离过程设计 二、课题条件（原始数据） 1、设计方案的选定 原料：苯、甲苯 年处理量：108000t 原料组成（甲苯的质量分率）：0.5 塔顶产品组成：%99>D x 塔底产品组成：%2

设计容 摘要：精馏是分离液体混合物最常用的一种单元操作，在化工﹑炼油﹑石油化工等工业中得到广泛的应用。本设计的题目是苯—甲苯二元物系板式精馏塔的设计。在确定的工艺要求下，确定设计方案，设计容包括精馏塔工艺设计计算，塔辅助设备设计计算，精馏工艺过程流程图，精馏塔设备结构图，设计说明书。关键词：板式塔；苯--甲苯；工艺计算；结构图 一、简介 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产中广泛应用的气液传质设备。根据塔气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔设置一定数目的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐级接触逆流操作过程。填料塔装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流向上（也有并流向下者）与液相接触进行质热传递，气液相组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的主要要：（1）生产能力大；（2）传热、传质效率高；（3）气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量少；（6）制造安装容易，操作维修方便。此外，还要求不易堵塞、耐腐蚀等。 板式塔大致可分为两类：（1）有降液管的塔板，如泡罩、浮阀、筛板、导向筛板、新型垂直筛板、蛇形、S型、多降液管塔板；（2）无降液管的塔板，如穿流式筛板（栅板）、穿流式波纹板等。工业应用较多的是有降液管的塔板，如浮阀、筛板、泡罩塔板等。 苯的沸点为80.1℃，熔点为5.5℃，在常温下是一种无色、味甜、有芳香气味的透明液体，易挥发。苯比水密度低，密度为0.88g/ml，但其分子质量比水重。苯难溶于水，1升水中最多溶解1.7g苯；但苯是一种良好的有机溶剂，溶解有机分子和一些非极性的无机分子的能力很强。 甲苯是最简单，最重要的芳烃化合物之一。在空气中，甲苯只能不完全燃烧，火焰呈黄色。甲苯的熔点为-95 ℃，沸点为111 ℃。甲苯带有一种特殊的芳香味（与苯的气味类似），在常温常压下是一种无色透明，清澈如水的液体，密度为0．866克／厘米3，对光有很强的折射作用（折射率：1,4961）。甲苯

_精馏塔操作常见问题

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,同时造成塔内压差的波动,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。

精馏实验实验报告

精馏实验实验报告 一、实验目的 1.学会识别精馏塔内出现的几种操作状态，并分析这些操作状态对塔性能的影响； 2.学会精馏塔性能参数的测量方法，并掌握其影响因素； 3.测定精馏过程的动态特性，提高学生对精馏过程的认识。 二、实验原理 1.理论塔板数的图解求解法 对于二元物系，如已知其汽液平衡数据，则根据精馏塔的操作回流比、塔顶馏出液组成及塔底釜液组成计算得到操作线，从而使用图解求解法，绘图得到精馏操作的理论塔板数。 用图解法求算理论塔板的理论依据为：（1）根据理论塔板定义，离开任一塔板上气液两相的浓度x n和y n必在平衡线上；（2）根据组分物料衡算，位于任两塔板间两相浓度x n和y n+1必落在相应塔段的操作线上。 本实验采用全回流的操作方式，即。此时，精馏段操作线和提馏段操作线简化为： 2.总板效率 精馏操作的总板效率的计算公式为： 式中，N T为理论塔板数，N P为实际塔板数。 3.折光率与液相组成 本实验通过测量塔顶馏出液与塔底釜液的折光率，计算得到馏出液与釜液的组成。对30oC 下质量分率与阿贝折光仪读数之间关系可按下列回归式计算： 式中，w为质量分率，n30为30oC下的折光指数。 测量温度下的折光指数与30oC下的折光指数之间关系可由下式计算： 式中，n t为测量温度下的折光指数，t为测量温度。测量温度可从阿贝折光仪上读出。 馏出液与釜液的质量分数与摩尔分数之间的关系可由下式表示： 三、实验步骤 1.实验前检查实验装置上的各个旋塞、阀门均应处于关闭状态；电流电压表及电位器位置 均为零；

2.打开塔顶冷凝器的冷却水，冷却水的水量约为8升/分钟； 3.接上电源闸，按下装置上总电源开关，调节回流比控制器至全回流状态； 4.调节电位器使加热电压为70V，开始计时并测量塔顶温度。刚开始时每隔5分钟记录一 次塔顶温度，待温度变化明显后，每隔0.5分钟记录一次数据，至塔顶温度不再随时间发生明显变化； 5.测量每一块塔板上的温度，并收集塔顶馏出液与塔底釜液，使用阿贝折光仪测量两液体 的温度与折光率； 6.调节电位器使加热电压分别为90V和110V，待精馏塔稳定后，重复步骤（5）； 7.检查数据合理后，关闭电源及加热开关，并在停止加热10分钟后，关闭冷却水，一切 复原。 四、实验数据及实验结果 1.在全回流条件下，塔顶温度随时间的变化情况 调节电位器使加热电压为70V，调节回流控制器至全回流状态，记录在不同时刻下的塔顶温度。并以开车时间为横坐标，以塔顶温度为纵坐标绘图，如下图所示。 从图中我们可以得到，在精馏塔开始工作的前35分钟里，由于没有蒸汽经过塔顶，因此塔顶温度与室温接近，并保持不变。从30分钟至40分钟，蒸汽上升至塔顶，使塔顶温度在短时间内快速升高。从40分钟至42分钟，精馏塔内趋于稳定，塔顶蒸汽中轻组分（乙醇）的组成比例逐渐提高，塔顶温度有小幅地下降。42分钟之后，精馏塔达到稳定状态，塔顶温度保持不变。 2.在全回流、稳定操作的条件下，塔体内温度随塔高的分布 分别测量在加热电压为70V、90V和110V时，全回流、稳定操作的条件下，精馏塔各塔板的温度，并得到在不同加热电压下塔体内温度随塔高的分布，数据如下表所示。 塔板数 1 3 4 5 6 7 8 9 高度（m）0.8 0.6 0.5 0.4 0.3 0.2 0.1 0.0 塔体温度（oC） 70V79.9 84.7 82.5 83.7 85.4 87.3 88.6 93.8 90V80.1 85.6 85.7 88.2 90.3 91.8 92.5 94.7 110V80.2 87.5 86.9 89.2 91.5 92.4 93.2 95.4

精馏塔课程设计

目录 一、概述 二、设计方案和工艺流程的确定 三、塔的物料衡算四、回流比确定 五、塔板数的确立 六、塔的工艺条件及物性数据计算 七：塔和塔板主要工艺尺寸计算 八、塔板的流体力学验算 十、热量衡算 十一、筛板塔的设计结果总表 十二、辅助设备选型及接管尺寸 十三、精馏塔机械设计计算 十四、设计中的心得体会 一、概述： 塔设备是炼油、化工、石油化工等生产广泛应用的气液传质设备。根据塔内气液接触部件的结构型式，可分为板式塔和填料塔。板式塔内设置一定数量的塔板，气体以鼓泡或喷射形式穿过板上液层进行质，热传递，气液相组成呈阶梯变化，属逐渐接触逆流操作过程。填料塔内装有一定高度的填料层，液体自塔顶沿填料表面下流，气体逆流而上（也有并流向下者）与液体接触进行质热传递，气液组成沿塔高连续变化，属微分接触操作过程。 工业上对塔设备的要求：（1）生产能力大；（2）传质传热效率高;(3)气流的摩擦阻力小；（4）操作稳定，适应性强，操作弹性大；（5）结构简单，材料耗用量小（6）制作安装容易，维修方便。（7）设备不易堵塞，耐腐蚀。 其中板式塔又可分为有降液管的塔板（如泡罩塔，浮阀塔，筛板塔，舌型，S型等）和无降液管的（如穿流式筛板，穿流式波纹板）该课程涉及到的是板式塔中的浮阀塔，其广泛用于精馏、吸收、和解吸等过程。其主要特点是再塔板的开孔上装有可浮动的浮阀，气流从浮阀的周边以稳定的速度水平地进入塔板上液层进行两相接触，浮阀课根据气流流速地大小上下浮动，自行调节。浮阀有盘式、条式等多种。国内多采用盘式，其优点为生产能力大，操作弹性大，分离效率较大，塔板结构较简单。此型中的F-1型结构简单，已经列入部颁标准，因此型号的重阀操作稳定性好，一般采用重阀。 二、设计方案和工艺流程的确定: 在此次课程涉及中主要介绍浮阀塔在精馏中的应用，精馏装置包括精馏塔、原料预热器、再沸器、冷凝器、釜液冷却器、和产品冷却器等设备。热量自塔釜输入，物料再塔内经多次部分气化与部分冷凝进行精馏分离，由冷凝器和冷却器的冷却物质将余热带走。此过程中因考虑节能。 另外，为保持塔的稳定性，流程除用泵直接送入塔原料外，也可采用高位槽送料以受泵操作波动影响。 塔顶冷凝器装置根据生产情况以决定采用全凝器和分凝器。一般，塔顶分凝器对上升蒸汽虽由一定的增浓作用，当在石油等工业中获取液相产品时往往采用全凝器，以便于准确的控制回流比。若后继装置使用气态物料，则宜用分凝器 操作压强由常压、低压和高压操作，其取决于冷凝温度，一般都采用常压，对于热敏性物质或混合液沸点过高的物质则宜采用减压操作，而常压下为气态的物质采用高压操作。 对于物料的进料，一般情况下采用冷进料，但是为了考虑塔的操作稳定性，则一把采用泡点进料。

精馏塔常见问题解答

精馏技术广泛应用于各类化学品的生产中，而精馏塔在化工厂也是较为常见的装置之一。而在实际操作中，大家都会遇到这样那样的问题，今天正太压力容器就给总结精馏操作中常见的几种问题 1精馏操作中怎样调节塔的压力？影响塔压变化的因素是什么？ 任何一个精馏塔的操作，都应把塔压控制在规定的指标，以相应地调节其它参数。塔压波动过大，就会破坏全塔的物料平衡和气液平衡，使产品达不到所要求的质量。所以，许多精馏塔都有其具体的措施，确保塔压稳定在适宜围。 对于加压塔的塔压，主要有以下两种调节方法： 1. 塔顶冷凝器为分凝器时，塔压一般是靠气相采出量来调节的。 在其它条件不变的情况下，气相采出量增大，塔压下降；气相采出量减小，塔压上升。 2. 塔顶冷凝器为全凝器时，塔压多是靠冷剂量的大小来调节，即相当于调节回流液温度。 在其它条件不变的前提下，加大冷剂量，则回流液的温度降低，塔压降低；若减少冷剂量，回流液温度上升，塔压上升。 对于减压精馏塔的压力控制，主要有以下两种方法： 1. 当塔的真空借助于喷射泵获得时，可以用调节塔顶冷凝器之冷剂量或冷剂温度从而改变尾气量的方法来调节塔的真空度。 当被分离的物料允许与空气接触时，在此控制方案中，蒸汽喷射泵在最大的能力下工作，调节阀装在通大气的管线上，用调节阀开度的大小，调节系统的尾气抽气量，从而达到调节塔的真空度的目的。 2. 当采用电动真空泵抽真空时，调节阀装在真空泵的回流管线上，用调节阀开度的大小来调节系统的尾气抽出量，从而调节塔的真空度。 对于常压塔的压力控制，主要有以下三种方法：

1. 对塔顶压力在稳定性要求不高的情况下，无需安装压力控制系统，应当在 精馏设备（冷凝器或回流罐）上设置一个通大气的管道，以保证塔压力接近于大气压。 2. 对塔顶压力的稳定性要求较高或被分离的物料不能和空气接触时，塔顶压 力的控制可采用加压塔塔压的控制方法。 3. 用调节塔釜加热蒸汽量的方法来调节塔釜的气相压力。 2精馏操作中怎样调节釜温？影响釜温波动的因素是什么？ 釜温是由釜压和物料组成决定的。精馏过程中，只有保持规定的釜温，才能确保产品质量。因此釜温是精馏操作中重要的控制指标之一。 ? 当釜温变化时，通常是用改变蒸发釜的加热蒸汽量，将釜温调节至正常。 ? ? 当釜温低于规定值时，应加大蒸汽用量，以提高釜液的汽化量，使釜液中重组分的含量相对增加，泡点提高，釜温提高。 ? ? 当釜温高于规定值时，应减少蒸汽用量，以减少釜液的汽化量，使釜液中轻组分的含量相对增加，泡点降低，釜温降低。 ? 釜温波动的原因比较多，正太压力容器经过长期的总结，当塔压突然升高时，釜温会随之升高，而后又复下降。这是由于这种釜温的升高是因压力升高引起了釜液泡点的升高所致。因而，塔的上升蒸汽量不但不会增加，反而还会因为压力的升高而减少；这样，塔釜混合液中轻组分的蒸出就不完全，将导致釜液泡点的下降，因而使釜温又随之下降。 反之，当塔压突然下降时，塔的上升蒸汽量会因塔压的降低而增加，造成塔釜液面的迅速降低，这样重组分可能带至塔顶。随着釜液中组分的变重，釜液的泡点

影响精馏操作的主要因素及常见问题

影响精馏操作的主要因素 1．物料平衡的影响和制约 根据精馏塔的总物料衡算可知，对于一定的原料液流量F和组成xF，只要确定了分离程度xD 和xW，馏出液流量D和釜残液流量W也就被确定了。 采出率D/F: D/F=(xF-xW)/(xD-xW) 不能任意增减，否则进、出塔的两个组分的量不平衡，必然导致塔内组成变化，操作波动，使操作不能达到预期的分离要求。 在精馏塔的操作中，需维持塔顶和塔底产品的稳定，保持精馏装置的物料平衡是精馏塔稳态操作的必要条件。通常由塔底液位来控制精馏塔的物料平衡。 2、塔顶回流的影响 回流比是影响精馏塔分离效果的主要因素，生产中经常用回流比来调节、控制产品的质量。当回流比增大时，精馏产品质量提高； 当回流比减小时，xD减小而xW增大，使分离效果变差。 回流比增加，使塔内上升蒸汽量及下降液体量均增加，若塔内汽液负荷超过允许值，则可能引起塔板效率下降，此时应减小原料液流量。 调节回流比的方法可有如下几种。 （1）减少塔顶采出量以增大回流比。 （2）塔顶冷凝器为分凝器时，可增加塔顶冷剂的用量，以提高凝液量，增大回流比。 （3）有回流液中间贮槽的强制回流，可暂时加大回流量，以提高回流比，但不得将回流贮槽抽空。 必须注意，在馏出液采出率D/F规定的条件下，籍增加回流比R以提高xD的的方法并非总是有效。 加大操作回流比意味着加大蒸发量与冷凝量，这些数值还将受到塔釜及冷凝器的传热面的限制。 3．进料热状况的影响

当进料状况（xF和q）发生变化时，应适当改变进料位置，并及时调节回流比R。一般精馏塔常设几个进料位置，以适应生产中进料状况，保证在精馏塔的适宜位置进料。如进料状况改变而进料位置不变，必然引起馏出液和釜残液组成的变化。 进料情况对精馏操作有着重要意义。常见的进料状况有五种，不同的进料状况，都显著地直接影响提馏段的回流量和塔内的汽液平衡。 精馏塔较为理想的进料状况是泡点进料，它较为经济和最为常用。 对特定的精馏塔，若xF减小，则将使xD和xW均减小，欲保持xD不变，则应增大回流比。 4．塔釜温度的影响 釜温是由釜压和物料组成决定的。精馏过程中，只有保持规定的釜温，才能确保产品质量。因此釜温是精馏操作中重要的控制指标之一。 提高塔釜温度时，则使塔内液相中易挥发组分减少，同时，并使上升蒸汽的速度增大，有利于提高传质效率。 如果由塔顶得到产品，则塔釜排出难挥发物中，易挥发组分减少，损失减少； 如果塔釜排出物为产品，则可提高产品质量，但塔顶排出的易挥发组分中夹带的难挥发组分增多，从而增大损失。 在提高温度的时候，既要考虑到产品的质量，又要考虑到工艺损失。一般情况下，操作习惯于用温度来提高产品质量，降低工艺损失。 当釜温变化时，通常是用改变蒸发釜的加热蒸汽量，将釜温调节至正常。 当釜温低于规定值时，应加大蒸汽用量，以提高釜液的汽化量，使釜液中重组分的含量相对增加，泡点提高，釜温提高。 当釜温高于规定值时，应减少蒸汽用量，以减少釜液的汽化量，使釜液中轻组分的含量相对增加，泡点降低，釜温降低。 此外还有与液位串级调节的方法等。 5．操作压力的影响 塔的压力是精馏塔主要的控制指标之一。在精馏操作中，常常规定了操作压力的调节范围。塔压波动过大，就会破坏全塔的气液平衡和物料平衡，使产品达不到所要求的质量。

精馏塔基础知识

塔基础知识 1：化工生产过程中, 是如何对塔设备进行定义的? 答: 化工生产过程中可提供气（或汽）液或液液两相之间进行直接接触机会，达到 相际传质及传热目的，又能使接触之后的两相及时分开，互不夹带的设备称之为塔。塔设备是化工、炼油生产中最重要的设备之一。常见的、可在塔设备中完成单元操作的有精馏、吸收、解吸和萃取等，因此，塔设备又分为精馏塔、吸收塔、解吸塔和萃取塔等。 2：塔设备是如何分类的? 答：按塔的内部构件结构形式，可将塔设备分为两大类：板式塔和填料塔。按化工操作单元的特性（功能），可将塔设备分为：精馏塔、吸收塔、解吸塔、反应塔 （合成塔）、萃取塔、再生塔、干燥塔。按操作压力可将塔设备分为：加压塔、常压塔和减压塔。按形成相际接触界面的方式，可将塔设备分为：具有固定相界面的塔和流动相界面的塔。 3：什么是塔板效率?其影响因素有哪些? 答：理论塔板数与实际塔板数之比叫塔板效率，它的数值总是小于 1 。在实际 运行中，由于气液相传质阻力、混合、雾沫夹带等原因，气液相的组成与平衡状态有所偏离，所以在确定实际塔板数量时，应考虑塔板效率。系统物性、流体力学、操作条件和塔板结构参数等都对塔板效率有影响，目前塔板效率还不能精确地预测。 4：塔的安装对精馏操作有何影响? 答：：（1）塔身垂直.倾斜度不得超过1/1000, 否则会在塔板上造成死区,使塔的精馏效率下降；（2）塔板水平.水平度不超过正负2mm塔板水平度如果达不到要求, 则会造成液层高度不均匀, 使塔内上升的气相易从液层高度小的区域穿过, 使气液两相不能在塔板上达到预期的传热,传质要求. 使塔板效率降低。筛板塔尤其要注意塔板的水平要求。对于舌形塔板，浮动喷射塔板，斜孔塔板等还需注意塔板的安装位置，保持开口方向与该层塔板上液体的流动方向一致。（3）溢 流口与下层塔板的距离应根据生产能力和下层塔板溢流堰的高度而定。但必须满足溢流堰板能插入下层受液盘的液体之中，以保持上层液相下流时有足够的通道和封住下层上升蒸汽必须的液封，避免气相走短路。另外，泪孔是否畅通，受液槽，集油箱，升气管等部件的安装，检修情况都是要注意的。对于不同的塔板有不同的安装要求，只有按要求安装才能保证塔的生产效率。 5：塔设备中的除沫器有什么作用? 答：除沫器用于分离塔中气体夹带的液滴，以保证有传质效率，降低有价值的物料损失和改善塔后压缩机的操作，一般多在塔顶设置除沫器。可有效去除 3 —5um的雾滴，塔盘间若设置除沫器，不仅可保证塔盘的传质效率，还可以减小板间距。所以丝网除沫器主要用于气液分离。 6：塔器在进行设备的材料选择时, 应考虑哪些问题? 答：（1）在使用温度下有良好的力学性能,即较高的强度, 良好的塑性和冲击韧性以及较低的缺口敏感性。（2）要求具有良好的抗氢, 氮等气体的腐蚀性能。（3）要求具有较好的制造和加工性能，并具有良好的可焊性。（4）热稳定性好

精馏塔设计流程

在一常压操作的连续精馏塔内分离水—乙醇混合物。已知原料的处理量为2000吨、组成为36%（乙醇的质量分率，下同），要求塔顶馏出液的组成为82%，塔底釜液的组成为6%。设计条件如下： 操作压力 5kPa(塔顶表压)； 进料热状况自选； 回流比自选； 单板压降≤0.7kPa； 根据上述工艺条件作出筛板塔的设计计算。 【设计计算】 （一）设计方案的确定 本设计任务为分离水—乙醇混合物。对于二元混合物的分离，应采用连续精馏流程。 设计中采用泡点进料，将原料液通过预料器加热至泡点后送入精馏塔内。塔顶上升蒸气采用全凝器冷凝，冷凝液在泡点下一部分回流至塔内其余部分经产品冷却器冷却后送至储罐。该物系属易分离物系，最小回流比较小，故操作回流比取最小回流比的1.5倍。塔釜采用间接蒸汽加热，塔底产品经冷却后送至储罐。 （二）精馏塔的物料衡算 1.原料液及塔顶、塔底产品的摩尔分率 M=46.07kg/kmol 乙醇的摩尔质量 A M=18.02kg/kmol 水的摩尔质量 B

F x =18.002 .1864.007.4636.007.4636.0=+= D x =64.002 .1818.007.4682.007.4682.0=+= W x =024.002.1894.007.4606.007.4606.0=+= 2.原料液及塔顶、塔底产品的平均摩尔质量 F M =0.18×46.07+(1-0.18)×18.02=23.07kg/kmol D M =0.64×46.07+(1-0.64)×18.02=35.97kg/kmol W M =0.024×46.07+(1-0.024)×18.02=18.69kg/kmol 3.物料衡算 以每年工作250天，每天工作12小时计算 原料处理量 F = 90.2812 25007.2310002000=???kmol/h 总物料衡算 28.90=W D + 水物料衡算 28.90×0.18=0.64D+0.024W 联立解得 D =7.32kmol/h W =21.58kmol/h （三）塔板数的确定 1. 理论板层数T N 的求取水—乙醇属理想物系，可采用图解法求理论板层数。 ①由手册查得水—乙醇物系的气液平衡数据，绘出x —y 图，如图。 ②求最小回流比及操作回流比。 采用作图法求最小回流比。在图中对角线上，自点e(0.18 , 0.18)作垂线ef 即为进料线（q 线），该线与平衡线的交点坐标为 q y =0.52 q x =0.18 故最小回流比为 min R =q q q D x y y x --=35.018 .0-52.052.0-64.0=3 取操作回流比为 R =min R =1.5×0.353=0.53 ③求精馏塔的气、液相负荷 L =RD =17.532.753.0=?=kmol/h V =D R )1(+=（0.53+1）20.1132.7=?kmol/h

精馏塔的控制方式

精馏塔的控制方式 字体: 小中大| 打印发表于: 2007-7-25 21:15 作者: chjzhou 来源: 海川化工论坛 精馏塔的控制方式很多,其中有: 1.提留段温度控制 2.精馏段温度控制 3.精馏塔温差控制 4.恒流控制 5.双温差控制 6.压差控制 7.在线仪表监测控制 过路的朋友一起交流一下那种控制自动化程度更高,操作人员的参与度最少,对于生产最经济,交流的朋友别忘了写下你的理由哦 答案不是重要的,你的理由却是非常重要的,欢迎讨论啊,一起学习 我也来说两句查看全部回复 最新回复 ?chping80 (2007-7-25 21:36:13) 我认为精馏段温度控制更好，更能说明精馏塔的运行情况！ ?chjzhou (2007-7-26 09:10:51) 压差控制比较好(以下是摘抄版) 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。 [本帖最后由chjzhou 于2007-7-26 17:05 编辑] ?zzna (2007-7-26 09:16:01) 精馏段温度控制和温差控制结合！

精馏塔常识

1，液泛？ 在精馏操作中，下层塔板上的液体涌至上层塔板，破坏了塔的正常操作，这种现象叫做液泛。 液泛形成的原因，主要是由于塔内上升蒸汽的速度过大，超过了最大允许速度所造成的。另外在精馏操作中，也常常遇到液体负荷太大，使溢流管内液面上升，以至上下塔板的液体连在一起，破坏了塔的正常操作的现象，这也是液泛的一种形式。以上两种现象都属于液泛，但引起的原因是不一样的。 2，雾沫夹带？ 雾沫夹带是指气体自下层塔板带至上层塔板的液体雾滴。在传质过程中，大量雾沫夹带会使不应该上到塔顶的重组分带到产品中，从而降低产品的质量，同时会降低传质过程中的浓度差，只是塔板效率下降。对于给定的塔来说，最大允许的雾沫夹带量就限定了气体的上升速度。 影响雾沫夹带量的因素很多，诸如塔板间距、空塔速度、堰高、液流速度及物料的物理化学性质等。同时还必须指出：雾沫夹带量与捕集装置的结构也有很大的关系。虽然影响雾沫夹带量的因素很多，但最主要的影响因素是空塔速度和两块塔板之间的气液分离空间。对于固定的塔来说，雾沫夹带量主要随空塔速度的增大而增大。但是，如果增大塔板间的距离，扩大分离空间，则相应提高空塔速度。 3，液体泄漏？ 俗称漏液，塔板上的液体从上升气体通道倒流入下层塔板的现象叫泄漏。在精馏操作中，如上升气体所具有的能量不足以穿过塔板上的液层，甚至低于液层所具有的位能，这时就会托不住液体而产生泄漏。 空塔速度越低，泄漏越严重。其结果是使一部分液体在塔板上没有和上升气体接触就流到下层塔板，不应留在液体中的低沸点组分没有蒸出去，致使塔板效率下降。因此，塔板的适宜操作的最低空塔速度是由液体泄漏量所限制的，正常操作中要求塔板的泄漏量不得大于塔板上液体量的10%。泄漏量的大小，亦是评价塔板性能的特性之一。筛板、浮阀塔板和舌形塔板在塔内上升气速度小的情况下比较容易产生泄漏。4，返混现象？ 在有降液管的塔板上，液体横过塔板与气体呈错流状态，液体中易挥发组分的浓度降沿着流动的方向逐渐下降。但是当上升气体在塔板上是液体形成涡流时，浓度高的液体和浓度低的液体就混在一起，破坏了液体沿流动方向的浓度变化，这种现象较做返混现象。返混现象能导致分离效果的下降。 返混现象的发生，受到很多因素的影响，如停留时间、液体流动情况、流道的长度、塔板的水平度、水力梯度等。 5，最适宜的进料板位置确定 最适宜的进料板位置就是指在相同的理论板数和同样的操作条件下，具有最大分离能力的进料板位置或在同一操作条件下所需理论板数最少的进料板位置。 在化学工业中，多数精馏塔都设有两个以上的进料板，调节进料板的位置是以进料组分发生变化为依据的。当进料组分中的轻关键组分比正常操作较低时，应将进料板的位置向下移，以增加精馏段的板数，从而提高精馏段的分离能力。反之，进料板的位置向上移，则是为增加提馏段的板数，以提高提馏段的分离能力。总之，在进料板上进料组分中轻关键组分的含量应该小于精馏段最下一块塔板上的轻关键组分的含量，而大于提馏段最上一块塔板上的轻组分的含量。这样就使进料后不至于破坏塔内各层塔板上的物料组成，从而保持平稳操作。 6，精馏操作的影响因素 除了设备问题以外，精馏操作过程的影响因素主要有以下几个方面：塔的温度和压力（包括塔顶、塔釜和某些有特殊意义的塔板）；进料状态；进料量；进料组成；进料温度；塔内上升蒸汽速度和蒸发釜的加热量；回流量；塔顶冷剂量；塔顶采出量和塔底采出量。塔的操作就是按照塔顶和塔底产品的组成要求来对这几个影响因素进行调节。 7，进料组成的变化对精馏操作的影响 进料组成的变化，直接影响精馏操作，当进料中重组分的浓度增加时，精馏段的负荷增加。对于固定了精馏段板数的塔来说，将造成重组份带到塔顶，使塔顶产品质量不合格。

化工原理课程设计(乙醇_水溶液连续精馏塔优化设计)

专业资料 化工原理课程设计题目乙醇-水溶液连续精馏塔优化设计

目录 1.设计任务书 (3) 2.英文摘要前言 (4) 3.前言 (4) 4.精馏塔优化设计 (5) 5.精馏塔优化设计计算 (5) 6.设计计算结果总表 (22) 7.参考文献 (23) 8.课程设计心得 (23)

精馏塔优化设计任务书 一、设计题目 乙醇—水溶液连续精馏塔优化设计 二、设计条件 1．处理量： 16000 （吨/年） 2．料液浓度： 40 （wt%） 3．产品浓度： 92 （wt%） 4．易挥发组分回收率： 99.99% 5．每年实际生产时间：7200小时/年 6. 操作条件： ①间接蒸汽加热； ②塔顶压强：1.03 atm（绝对压强） ③进料热状况：泡点进料； 三、设计任务 a) 流程的确定与说明； b) 塔板和塔径计算； c) 塔盘结构设计 i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； ii. 流体力学验算； iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它 i. 加热蒸汽消耗量； ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量 e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。

乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计 （某大学化学化工学院） 摘要：设计一座连续浮阀塔，通过对原料，产品的要求和物性参数的确定及对主要尺寸的计算，工艺设计和附属设备结果选型设计，完成对乙醇-水精馏工艺流程和主题设备设计。 关键词：精馏塔，浮阀塔，精馏塔的附属设备。 （Department of Chemistry,University of South China,Hengyang 421001） Abstract: The design of a continuous distillation valve column, in the material, product requirements and the main physical parameters and to determine the size, process design and selection of equipment and design results, completion of the ethanol-water distillation process and equipment design theme. Keywords: rectification column, valve tower, accessory equipment of the rectification column.

实验十 板式精馏塔的操作及全塔效率的测定

实验十 板式精馏塔的操作及全塔效率的测定 一、实验目的： 1.熟悉筛板式精馏塔的结构、精馏流程及原理； 2.熟悉筛板式精馏塔的操作方法； 3.学会精馏塔效率的测定； 4.观察精馏过程中汽液两相在塔板上的接触情况； 5.了解回流的作用； 二、实验内容 1.测定在全回流条件下的全塔效率； 2.在进料条件下：进料浓度约25～28%（体积百分数，以下用v 表示）的乙醇水溶液，达到塔顶馏出液乙醇浓度大于93%（v ），塔釜残液乙醇浓度小于3%（v ）。并在规定的时间内完成500mL 的采出量，记录下所有的实验参数； 3.要求控制料液进料量为3 L/h ，调节回流比，尽可能达到最大的塔顶馏出液浓度。 三、操作原理 精馏操作是分离工程中最基本最重要的单元之一。在板式精馏塔中，混合液在塔板上传质、传热，气相逐板上升，液相逐板下降，层层接触，多次部分气化，部分冷凝，在塔顶得到较纯的轻组分，塔釜得到较纯的重组分，从而实现分离，实验物料是乙醇—水系统。 1.维持稳定连续精馏操作过程的条件 （1）根据进料量及其组成、以及分离要求，严格维持塔内的物料平衡 总物料平衡— F=D+W 若F ＞D+W ，塔釜液面上升，会发生淹塔；相反若F ＜D+W ，会引起塔釜干料，最终导致破坏精馏塔的正常操作。 各组分的物料平衡— Fx F = Dx D + Wx W 塔顶采出率 W D W F x x x x F D --= 若塔顶采出率过大，即使精馏塔有足够的分离能力，塔顶也不能获得合格产物。 （2）精馏塔的分离能力 在塔板数一定的情况下，正常的精馏操作要有足够的回流比，才能保证一定的分离效果，获得合格的产品，所以要严格控制回流量。 （3）精馏塔操作时，应有正常的汽液负荷量，避免不正常的操作状况 1） 严重的液沫夹带现象 2） 严重的漏液现象 3） 溢流液泛 2.产品不合格原因及调节方法 （1）由于物料不平衡而引起的不正常现象及调节方法

乙醇—水溶液精馏塔设计

乙醇-水溶液连续精馏塔设计 目录 1.设计任务书 (3) 2.英文摘要前言 (4) 3.前言 (4) 4.精馏塔优化设计 (5) 5.精馏塔优化设计计算 (5) 6.设计计算结果总表 (22) 7., 8.参考文献 (23) 9.课程设计心得 (23) 精馏塔设计任务书 一、设计题目 乙醇—水溶液连续精馏塔设计 二、设计条件 1．处理量： 15000 （吨/年） 2．料液浓度： 35 （wt%） ！ 3．产品浓度： 93 （wt%） 4．易挥发组分回收率： 99% 5．每年实际生产时间：7200小时/年 6. 操作条件： ①间接蒸汽加热； ②塔顶压强： atm（绝对压强） ③进料热状况：泡点进料； 三、设计任务

a) 流程的确定与说明； b) 塔板和塔径计算； 、 c) 塔盘结构设计 i. 浮阀塔盘工艺尺寸及布置简图； ii. 流体力学验算； iii. 塔板负荷性能图。 d) 其它 i. 加热蒸汽消耗量； ii. 冷凝器的传热面积及冷却水的消耗量 e) 有关附属设备的设计和选型，绘制精馏塔系统工艺流程图和精馏塔装配 图，编写设计说明书。 乙醇——水溶液连续精馏塔优化设计 前言 ！ 乙醇在工业、医药、民用等方面，都有很广泛的应用，是很重要的一种原料。在很多方面，要求乙醇有不同的纯度，有时要求纯度很高，甚至是无水乙醇，这是很有困难的，因为乙醇极具挥发性，也极具溶解性，所以，想要得到高纯度的乙醇很困难。 要想把低纯度的乙醇水溶液提升到高纯度，要用连续精馏的方法，因为乙醇和水的挥发度相差不大。精馏是多数分离过程，即同时进行多次部分汽化和部分冷凝的过程，因此可使混合液得到几乎完全的分离。化工厂中精馏操作是在直立圆形的精馏塔内进行的，塔内装有若干层塔板或充填一定高度的填料。为实现精馏分离操作，除精馏塔外，还必须从塔底引入上升蒸汽流和从塔顶引入下降液。可知，单有精馏塔还不能完成精馏操作，还必须有塔底再沸器和塔顶冷凝器，有时还要配原料液预热器、回流液泵等附属设备，才能实现整个操作。 浮阀塔与20世纪50年代初期在工业上开始推广使用，由于它兼有泡罩