真空泵抽吸化工蒸馏塔塔顶气体，它形成塔内负压的原理是什么

真空泵的应用 领域有很多，例如：

1、在电力行业中的应用：冷凝器抽真空、真空吸水、烟气脱硫、飞灰输送、涡轮机密封管排气、真空排气、排出地热气。

2、在石油化工行业中的应用：气体回收、瓦斯气体回收、燃气升压、强化的石油回收、气体收集、原油稳定化、原油真空蒸馏、排 气压缩、蒸汽回收/气体升压、过滤/除腊、尾气回收、聚酯生产、PVC生产、氯气包装、循环气压缩、变压吸附（PSA）、液氯生 产、乙炔与氢气等易燃易爆气体压缩、原油减压蒸馏中的塔顶真空系统、真空结晶与干燥、真空过滤、各种物料的真空输送。

3、在制药行业中的应用：干燥 (托盘、旋转、翻转、锥形和冷冻干燥器)、再生产/反应堆干燥、蒸馏、除气、晶化/汽化、加注和 /或材料转移。

4、在纸浆和纸张生产中的应用：黑液蒸发、粗浆洗浆机、石灰泥浆和过滤器、沉淀物过滤器、真空脱水机、原料和白水除气系统、 调浆箱压缩机、吸水箱、伏辊、吸移辊和传递辊、真空压榨、毛布吸水箱、防吹箱。

5、在塑料行业中的应用：挤出机除气、定型台 (剖面)、EPS 发泡、干燥、气动输送装置、氯乙烯气体抽取和压缩。

6、在环保行业中的应用：废水处理、沼气压缩、真空加水、废水净化/活性污泥箱氧化、鱼塘通风、垃圾产生气体回收（生物气体） 、沼气回收 (生物气体)、废物处理机。

7、在食品和饮料行业中的应用：鲑鱼清洁机、矿泉水除气、色拉油及脂肪除臭、茶叶和调味品杀菌、香肠火腿生产、烟草制品湿化。

真空泵操作常识，使用前必须要了解

1、查看油位，以停泵时注油至油标中心为宜。过低对排气阀不能起油封作用，影响真空度。过高，可能会引起通大气起动时喷油。运转时，油位有所升高，属正常现象。油采用规定牌号的清洁真空泵油，从加油孔加入。加油毕后，应旋一上螺塞。油宜经过滤，以免杂物进入，堵塞油孔。

2、环境温度过高时，油的温度升高，粘度下降，饱和蒸汽压会增大，会引起极限真空有所下降，特别是用热偶计测得的全压强。如加强通风散热，或改善泵油性能，极限真空可得到改善。

3、如相对湿度较高，或被抽气体含较多可凝性蒸汽，接通被抽容器后，宜打开气镇阀，运转20～40分钟后关闭气镇阀。停泵前，可开气镇阀空载运动30分钟，以延长泵油寿命。

4、真空泵可在通大气或任何真空度下一次起动。泵口如装接电磁阀，应与泵同时动作。

5、检查型旋片式真空泵的极限真空以压缩式水银真空计为准，如计经充分预抽校验，泵温达到稳定，泵口与计直接接通，运转30分钟内，将达到极限真空。总压强计测得之值与泵油和真空计、规管误差有关，有时误差甚至可很大，只能作参考。

6、真空泵用油选择：泵油的粘度影响起动功率和泵的极限真空，粘度高时对真空度有利，起动功率则大一些。油在泵温下的饱和蒸汽压则会影响泵的极限总压强，越低越好。高速真空泵油和3#扩散泵油的粘度较1号真空泵油大，饱和蒸汽压较1号真空泵油低，但3#扩散泵油价格较高。具体选什么油，可根据上述介绍结合具体使用要求来选择。

(1)一般情况下，总压强在6X10-2帕以上的应用的高速真空泵油。4升/秒以下小泵也可用1号真空油泵代，8升/秒以上直联泵可用3#扩散泵油代。

(2)如果对真空度要求不高，且油的污染更换频繁，真空泵油供应困难，可采用50号机械油代替。

(3)如果环境温度低，起动困难，极限真空要求不高，可采用粘度较上略低的真宅泵油或机械油。

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。减压塔的抽真空设备常用的是蒸汽喷射器（steam ejector，也称蒸汽吸射泵）或机械真空泵（mechanical vacuum pump）。其中机械真空泵只在一些干式减压蒸馏塔和小炼油厂的减压塔中采用，而广泛应用的是蒸汽喷射器。[1] 区别 1.加工原油装置的常减压塔的外形是不一样的：常压塔的外形是一个上下直径一样的圆柱形容器。减压塔的外形是上下端都缩径的圆柱形容器，原因是上端汽液相负荷较小，下端需要将塔底渣油快速抽出，发生高温渣油长时间停留发生结焦反应。 2.密封性能要求不一样。 3.使用条件不同。 4.加料方式不一样。采出方式不一样。 5、塔釜出料方式不一样。 在塔结构、填料流程有差别。主要区别在于操作方式以及应用领域的不同。减压操作有利于保护物料，降低目的猪粪的沸点，降低生产能耗。

可以，但还是水蒸气蒸馏，效果不怎么好，现在新出的油蒸苯工艺很好。你可以参考下。有兴趣可联系我。☆TEL:一三三二五二八五三八一

负压脱苯技术

目前常压脱苯蒸馏工艺主要存在两个问题，一是生产蒸汽耗量大，每生产l吨粗苯需消耗1～1.5吨蒸汽，蒸汽冷凝后形成的粗苯分离水处理难度大；二是脱苯效率低，贫油含苯量高，进而影响苯吸收效率，导致洗苯塔后煤气含苯高。为减少废水产生及苯的流失，我厂与多家科研院校开发了负压脱苯蒸馏工艺，并在实际生产中取得了可观的环境效益和经济效益。

1 工艺概况

1.1 工艺原理

负压脱苯工艺是依据精馏原理中液体压力、沸点和相对挥发度之间的关系，通过真空泵对脱苯塔进行减压操作，使塔内富油表面的压力降低，从而降低富油中组分的沸点，在低于常压蒸馏工艺的操作温度下将苯类物质从富油中蒸出。同时由于操作温度及压力的降低，富油中粗苯的相对挥发度增大，便于粗苯从洗油中解吸出来，提高了脱苯效率。此工艺能在相同生产负荷下减少耗热量，具有较好的节能效果。同时，在较低温度下操作，可减少产物的分解或聚合损失。

图1 负压脱苯工艺流程图

1.2 工艺流程

负压脱苯技术工艺流程见图1。如图1 所示，从终冷洗苯装置送来的富油依次经油汽换热器、贫富油换热器（不经管式炉加热）换热至170℃后进入脱苯塔。脱苯塔底的部分热贫油用脱苯塔循环泵抽出，经管式炉加热至230～245℃后送回脱苯塔底，作为脱苯塔的蒸馏热源。塔顶逸出的粗苯蒸汽，经油汽换热器、粗苯冷凝冷却器冷却后，进入粗苯回流槽，部分用粗苯回流泵送至塔顶作为回流，其余进入粗苯中间槽，再用粗苯产品泵送至油库。

另用热贫油泵将脱苯塔底的部分热贫油抽送至贫富油换热器换热后，经一段贫油冷却器冷却后送入贫油槽，再用冷贫油泵抽出，经二段贫油冷却器冷却至27～29℃后去终冷洗苯装置。

从粗苯回流槽顶部排出的不凝气体，经不凝气体冷却器冷却后送到真空泵，用真空泵抽送至风机前煤气管道。在此，用真空泵的真空抽气量来调节脱苯塔顶部的操作压力，使其在合适的负压条件下操作。

脱苯塔循环泵抽出的热贫油经管式炉加热后，引出1%～5％的热贫油送入再生塔再生。再生塔底的热贫油用再生塔循环泵抽出，经管式炉加热至240～255℃后送回再生塔底，作为再生塔蒸馏热源。再生塔顶的气体进入脱苯塔，另从再生塔底定期排渣，泵送至油库。

系统消耗的洗油定期从洗油槽经富油泵入口补入系统（在洗苯工段）。离开回流槽等设备的分离水排入分离水放空槽，再用泵送往终冷中间槽。各贮槽的不凝气集中引至冷凝鼓风工段鼓风机前吸煤气管道。

1.3 工艺特点

负压脱苯工艺采用循环热贫油代替蒸汽提供热量，过程中未引入水蒸汽，大大减少了分离水的产生量，具有节能、环保、减排等优点，综合节能效果在25％以上。负压环境有利于提高苯在洗油中的相对挥发度，有效降低了蒸馏温度，脱苯效率高，贫油含苯量稳定，洗苯塔的苯收率可提高8％以上。从表1中各系统煤气洗苯效果对比数据看，负压脱苯工艺的洗苯效果更为突出，洗苯塔后煤气含苯平均在1.10 g/m3 ,苯吸收率达96.1%。常压蒸馏工艺的苯吸收率最高仅为87.8%, 苯损失量较大。

由于粗苯分离水较常压工艺少得多，本工艺的油水分离设备仅设置了1个粗苯回流槽，分离后的粗苯部分作为回流，另一部分满流至粗苯中间槽后转送至油库。系统关键设备之一的真空泵用粗苯作为液环介质，无废水排放，环保效果好，各槽器的放散气均接入鼓风机前的吸煤气管道，有利于环境保护。

脱苯塔、再生塔均采用不锈钢材质，使用年限长，同时脱苯塔塔盘采用最新的高效塔盘，蒸馏效率高，阻力低，可使塔盘具有自清洁功能，有效解决了洗油重组分在塔盘上结渣堵塞的问题。整个工艺采用双进料，即塔中和塔底进料方式，塔底采用管式炉循环加热。管式炉采用双炉膛结构，炉内辐射段为两个独立结构，共用1个对流段。脱苯塔循环油先后进入对流段和1号辐射室加热，再生塔循环油仅经过2号辐射室加热，热量合理分布，加热均匀，减少了占地面积。

☆TEL:一三三二五二八五三八一

表1 2012年7～11月洗苯塔前后的煤气含苯量（g/m3）

项目

7月

8月

9月

10月

11月

平均

一系统

（常压）

塔前

29.81

29.93

28.82

29.23

31.43

29.84

塔后

3.71

4.13

3.69

3.88

4.78

4.04

二系统

（常压）

塔前

29.74

29.45

29.05

28.50

32.14

29.78

塔后

3.56

3.67

3.53

3.57

3.65

3.60

四系统

（常压）

塔前

29.95

29.95

29.25

29.77

31.40

30.06

塔后

3.24

3.38

2.51

3.27

3.88

3.26

五系统

（负压）

塔前

29.63

28.61

25.91

27.14

28.02

27.86

塔后

2.32

1.19

0.52

0.71

0.80

1.10

2 生产调试

2.1 参数控制

脱苯蒸馏最终目的是将富油中的苯蒸出，脱苯后贫油送往洗苯段循环使用。压力和温度控制是蒸馏系统的关键控制点，直接决定脱苯效率的高低。在苯汽路设置了真空泵抽气，脱苯塔内保持一定负压，可有效降低富油脱苯时的操作温度。负压越大，蒸馏时所需温度就越低。真空泵抽负压可调节范围为0～-99kPa，可通过真空泵出口的回流调节阀控制塔内负压，塔顶压力控制在-70～-80kPa，在较低和较高负荷下运行都对真空泵不利。

产品粗苯的主要成分为苯、甲苯、二甲苯，其中苯含量占55％～75％，甲苯12％～22％，二甲苯2%～6%。从表2中可得知，在-70～-80kP（绝压21～31kPa）的塔顶压力下, 3种成分的沸点分别为40℃、70℃和 90℃。因此，要取得较高的回收率，则脱苯塔顶的温度应控制在最高沸点90℃左右。塔顶温度控制过高，虽有助于降低贫油中的含苯量，但会增加管式炉的煤气耗量，同时洗油中轻质组分被蒸出，影响洗苯效果，洗油耗量也会增大。

☆TEL:一三三二五二八五三八一

表2 不同压力下苯、甲苯、二甲苯的沸点

绝对压力

kPa

苯

℃

甲苯

℃

对二甲苯

℃

间二甲苯

℃

邻二甲苯

℃

0.13

-36.7

-26.7

-8.0

-6.9

-3.8

0.66

-19.6

-4.4

15.5

16.8

20.2

1.33

-11.5

6.4

27.3

28.3

32.1

2.66

-2.6

18.4

40.1

41.1

45.1

5.32

7.6

31.8

54.4

55.3

59.5

7.98

15.4

40.3

63.5

64.4

68.8

13.3

26.1

51.9

75.9

76.8

81.3

26.6

42.2

69.5

94.6

95.5

100.2

53.2

60.6

89.5

115.9

116.7

121.7

101

80.1

110.63

138.3

139.1

144.4

贫油含苯量是决定洗苯效果好坏的主要指标，在洗油循环量一定的条件下，影响贫油含苯的因素主要有进塔富油温度、进塔贫油温度、塔压、煤气负荷（富油含苯）等。其中进塔富油温度主要受换热器换热面积等因素限定，煤气负荷在一定时间内波动不大，塔内真空度越高，脱苯效果越明显，但一般情况下为维持生产稳定，塔压选定后基本保持不变。经管式炉加热后进入脱苯塔的热贫油温度是决定贫油含苯的最主要因素。温度控制过低，塔内蒸发量不足，贫油含苯高；温度控制过高，洗油中轻质组分被蒸出，油耗增加，真空泵负荷加大，塔压难以维持。

本厂粗苯产品要求180'C前馏出量≥91％（越接近91%，粗苯产量越高）。根据前期的生产调试，制定了负压蒸馏各项主要参数的控制范围，脱苯塔顶温度控制在88～91℃，塔顶压力在-74～ -76kPa, 经管式炉加热后进入脱苯塔的贫油温度控制在235～245℃，贫油含苯量可以保持在较低水平，煤气的洗苯效果良好，塔后煤气含苯最低时达到了0.5g/m3。粗苯180℃前馏出量稳定在91%～92%，既保证了质量，又可获得较高的粗苯回收率。

2.2 操作优化

生产一段时间后，随着杂质的引入以及部分轻质组分的流失，循环洗油的质量逐渐变差，洗油再生及新洗油补入直接影响着洗苯效果。从脱苯塔循环泵出口引出部分洗油送再生塔蒸馏再生，洗油中轻质组分从再生塔顶进入脱苯塔，而塔底的重质组分作为残渣排至油库。系统原设计为再生塔连续排渣，即再生塔循环泵出口引出部分送残渣槽，通过调节阀控制流量，洗油耗量在100kg/t粗苯以上。

考虑到连续排渣的洗油耗量较高，且再生塔内油温高达250℃，排入残渣槽后因低压蒸汽保温不足，油质较差时遇冷凝后会堵塞管道及槽体。因此参照其他常压蒸馏系统，试行每周3次间歇排渣。残渣直接从再生塔底排入油库，不经过残渣槽，避免油温降低造成堵塞。试行间歇排渣后，系统的油耗大为降低，8月油耗为61 kg/t, 9月为42kg/t，与常压蒸馏工艺的洗油耗量相差不大。通过表3中洗油抽样可看出，每周3次间歇排渣可以满足生产要求，循环洗油质量稳定。

表3 五系统（负压）8～9月洗油质量及排渣情况

日期

洗油密度

g/cm3

初馏点

℃

循环洗油300℃前馏出量，％

残渣300℃前馏出量，％

20120730

1.062

252

93

43

20120803

1.061

252

92

－

20120810

1.062

254

91

－

20120817

1.069

254

90

31

20120824

1.064

254

93

39

20120831

1.065

256

92

－

20120907

1.060

254

95

－

20120914

1.064

258

94

31

20120921

1.069

256

93

30

20120928

1.072

262

92

－

3 效益分析

3.1 经济效益

（1）按五系统每班产粗苯16吨，常压装置每生产1吨粗苯耗蒸汽1.3吨计算，负压脱苯可节省蒸汽2.6t/h ,但与常压蒸馏相比，增加了3台运转设备，需要增加电力消耗（真空泵55kW、脱苯塔循环泵110kW ,再生塔循环泵37kW ）。

（2）五系统管式炉的煤气消耗平均为800m3/h，相同的负荷下二系统（常压蒸馏）管式炉的煤气消耗平均为1300m3/h，相比之下负压系统节约的煤气比较明显。

年节省蒸汽费用：

2.6×110×24×365 = 250万元（1吨蒸汽按110元计）

年节省废水处理费用：

2.6×10×24×365 = 22.8万元（按10元/t废水计）

年增加电耗：

202 ×24×365×1 = 177.0万元（1 kWh按1元计）

年节省煤气费用：

500×24×365×0.3 = 131. 4万7G (1 m3煤气按0.3元计）

每年合计节省的费用：

250+22.8－177 + 131.4＝227.2万元

3.2 环境效益

（1）与常压工艺相比，负压装置每年可减排粗苯分离废水22776吨。

（2）系统废气不外排，经真空泵由管道送往鼓风机前负压煤气管网，环境清洁。

4 结语

负压脱苯工艺在焦化化产品回收生产中成功应用，运行比较稳定，取得了较好的经济效益和环境效益。☆TEL:一三三二五二八五三八一

一、开泵

（1）启动前的准备

a、清扫泵体及周围的卫生。

b、检查泵的出入口管线，阀门、法兰、压力表接头是否符合要求，供水管是否畅通，地脚螺丝及其他部件有无松动。

c、通过供水管路向真空泵供水冲洗，用手盘动转子，然后通过放水管路把污水排净，对试运或投用过正式运行的机组，停车2天以上的重新 启动时要灌水盘车冲洗。

d、检查连轴器护罩是否上好。e、电机拆线检修后检查电机转向是否符合真空泵的转向。

（2）启动

a、先缓慢略开出口阀。b、开启供水阀向泵内供水，当自动排水阀有液体流出时，关闭水阀。c、打开真空泵进口阀。

c、当自动排水阀没有水流出时，启动电机，同时打开供水阀，调节供水阀使真空压力表在（0～-0.003Mpa）之间。

二、停泵

a、停机前先检查系统中各相应设备能否进入停机规程中。

b、关闭泵进口阀，按停止电钮。

c、关闭供水阀，同时关闭泵出口阀及分离器排水阀。

d、打开排水阀门（原自动排水阀），放净油水。<BR>

3、真空泵的切换

a、备用泵启动前，做好开泵的准备工作。

b、通过供水管路向真空泵供水冲洗，用手盘动转子，然后通过放水管路

把污水排净，停车2天以上的要重新启动时要灌水盘车冲洗。

c、先略开出口阀，开启供水阀向泵内供水，当自动排水阀有液体流出时，关闭水阀。启动电机，同时打开供水阀和泵出口阀，再调节供水阀正常后，逐渐关闭被切换的真空泵进口阀，停电机按钮，关闭供水及出口阀。<BR>

4、供水量的调节

（1）由于真空泵的供水量有一定的范围，为了获得最佳供水量，节约用水可按下程序调节供水阀。（2）当泵运转后，适当打开供水阀，然后观察入口真空表压力。

（3）慢慢关小供水阀得开度，当真空表指针开始波动或下降时，这时的供水量已经不够，重新慢慢打开供水阀门，当真空表指针重新稳定时，这时的供水量为最佳供水量。<BR>

三、注意事项

供水量不足时，真空泵的抽气能力下降，并且造成工作不稳定，供水量过多时又造成水资源的浪费，还会增大泵的轴功率，甚至烧坏电机。

（四）故障分析及处理

（1）启动困难，电机超电流或跳闸

原因：a、启动时真空泵泵内水位很高。b、填料压盖上得太紧。c、内部机件生锈。

d、排出压力增高或后路不畅通。

e、配电房故障。

处理方法：

a、按规定水位启动(自动排水阀以下)。

b、放松填料压盖。 c、用力扳动转子，并供水冲洗。 d、检查后路是否畅通，降低压力。

e、联系电工处理。

（2）试车或运转中出现卡死现象

原因：

a、新管线有焊渣、铁屑等异物被气体带入泵体内。

处理方法：

a、可松开前后盖螺栓，转动叶轮并用水清洗，待转动灵活后紧固螺栓。如不能排除，须拆开检查。 b、拆卸清除或酸洗。 （3）吸气明显下降，真空度降低

a、供水量不足或水温过高。b、系统有泄漏。 c、介质带液物料磨蚀，使内部机件间隙加大。d、填料密封泄漏。e、内部结垢严重。f、机件腐蚀。 g、修配后，轴向间隙不符合要求。h、柔性阀板破坏。

处理方法： a、调节供水量，检查水压力是否过低或降低水温。

b、检查管路得泄漏点想办法堵漏。

c、加强调节塔顶负荷，净化介质，防止液体吸入泵内，更换磨损零件。

d、稍拧紧填料压盖。

e、清除水垢。

f、更换零件。

g、重新调整轴向间隙。

h、更换阀板。

（4）轴承部位发热 a、电机、真空泵不对中。b、润滑不良，油脂干涸或太多。

c、轴承安装不当。 d、轴承锈蚀、磨蚀、滚道被划伤。

处理方法：

a、重新调整同轴度。b、改善润滑条件。c、重新调整轴承位置。d、更换轴承

有帮助，可采纳。不明白，可追问。

真空碳酸钾脱硫

工艺流程

来自洗苯塔后的煤气进入脱硫塔，煤气自下而上与贫液逆流接触，

Y煤气中的H2S、HCN等酸性气体被吸收，其主要反应为：

同时，在脱硫塔上段加入一定碱液(NaOH)，进一步脱除煤气中的H2S，

使煤气中的H2S含量≤200mg/m3。脱硫后的煤气一部分送回焦炉和粗苯管'

式炉加热使用，其余送往用户。吸收了酸性气体的富液与再生塔底出来的

热贫液换热后，由顶部进入再生塔再生，再生塔在真空低温下运行，富液

j6 u* p8 `1 k% ~: E" d" p) f0 B与再生塔底上升的水蒸汽接触使酸性成分解吸，其反应如下：

再生塔顶出来的酸性气体进冷凝冷却器，除水后，经真空泵将酸性气体

送至制酸工段。用脱硫液循环泵将再生塔底的贫液抽出，送往初冷器上部

余热回收段，与煤气进行换热。换热后脱硫液自流至脱硫液循环槽，再由

a脱硫液给料泵抽出，送回再生塔底，通过再生塔底部的闪蒸装置，产生蒸8

汽，作为再生塔富液再生的热源。为确保再生塔操作稳定，富液再生所需

的热量，设置1台蒸汽再沸器，使用0.4MPa蒸汽作为辅助热源。再生后的

贫液经贫富液换热和冷却器冷却后，由顶部进入吸收塔循环使用。系统中

因副反应而生成的少量KCNS和K4Fe(CN)6盐类溶液送至冷鼓工段剩余氨$ I* y- i+ B( ~' C

水槽。

)工艺特点 * [) ]3 B) m \% s' N+ \

1）脱硫剂采用KOH（2KOH +CO2=K2CO3+H2O),成本低，操作简单。

1 E S+ p3 S s1 P2)富液再生采用真空解吸法，操作温度低，因系统中氧含量少副反应速度

# k! f2 w% u&i5 y1 l sb慢，生成的废液非常少,碱耗低。

3) 富液再生主要利用荒煤气余热，节省蒸汽热能消耗；

再生温度低，腐蚀弱，吸收塔、再生塔及大部分设备材质为碳钢，投资省。

脱硫塔上段加入分解剩余氨水中固定铵盐所需的碱液(NaOH)，进一步脱. c

除煤气中的H2S，起到一种原料二种用途的目的。

压力也是响精馏操作的重要因素。精馏塔的操作压力是由设计者根据工艺要求，经济效益等综含论证后确定的，生产运行中不能随意变动。塔压发生变化时，首先要判断引起压力变化的原因，而不是简单的只从调节上使塔压恢复正常，要从根本上消除变化的因素，才能不破坏塔的操作。如何深入了解精塔的压力变化和调节方案？请看小7总结以下内容妙不妙！

7友常见精馏塔压力问题，如何解决？

1.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？谁能和我理论上讲讲？

2.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？

3.预精馏塔为全回流塔，预精馏塔再沸器内漏，塔釜温度压力上升，为什么塔顶温度压力下降？

4.精馏塔开车过程中是不是可以用水蒸汽来保持压力？

…………

首先，回顾精馏塔压力问题知识……

对板式塔来说，塔板压降什么？影响因素有哪些?

压差的高低对精馏塔操作的影响？

液泛

当塔内发生液泛时，阻力、液面将发生很大的波动。同时破坏了塔内的精馏过程，产品纯度往往达不到要求，并且波动很大，无法维持正常生产。在操作中应尽力避免液泛的发生，并及时进行处理。

漏液

精馏塔的压差都有一定的控制范围，压差太大太小都会使精馏塔的操作变得异常困难。

如何控制精馏塔的压差？

对于干板压降主要从塔本身的设计上来着手：

对于操作中压差的变化：

塔压差的影响因素是多种多样的，分析压差变化的原因时应具体情况具体分析，找出了变化的原因后再施以相应的调整措施以将压差控制好。

然后，了解那些熟悉而又陌生的精馏塔控制……

加压塔压力控制

——气相采出法

顶冷凝器为分凝器(气液相并存)时，塔压一般是靠气相采出量来调节的，在其他条件不变的情况下，气相采出量增大，塔压下降，气相采出量减少，塔压上升。

乙烯厂加氢工段10-C-701塔的压力控制P17003就是采用的气相采出法。

——冷剂调节

塔顶物料为全凝时，靠冷剂量来控制压力，也就是控制回流温度。

——热旁通法

热旁通阀的三个优点：

冷凝器可以安装的比较低，这样就不用设置平台，减少材料，降低成本；

调节灵敏度高，易调节；

调节阀安装的管线可以比较细，可以使用比较小的调节阀，也降低了成本；

——卡脖子法

精细化工厂的偏三甲苯塔是气相卡脖子法，加氢装置的脱碳十塔是液相卡脖子法。

常压塔的压力控制

——常压塔的压力控制（一）

对于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，可在精馏设备（回流罐）设一个通大气的管道，以保证塔内压力接近于大气压。

——常压塔的压力控制（二）

对塔顶压力的稳定性要求较高或被分离的物料不能于空气接触时，该塔的压力控制可以采用加压塔的压力控制方法，可以用气相排出法或冷剂法。

——常压塔控制（三）

调节塔釜加热量的方法来控制塔顶压力，化工助剂装置的溶剂精馏塔就是用塔釜加热量来控制压力。

减压塔控制方法

——不凝气回流

当使用电动真空泵时，可以将调节阀安装在真空泵的回流线上，通过控制抽出量来控制塔的真空度。

——冷剂法

当塔的真空借助喷射泵获得时，可以用调节塔顶冷凝器的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。

——补氮气

在使用电动真空泵时，还可以用补氮气的方式来控制塔压。在真空抽出线上接氮气线，通过调节氮气量来控制真空度。我们新装置精馏部分的四个塔压力都这样控制。

最后，分析并解决问题

问题一

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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。

回答

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。