二气厂培训教材

第二气体处理厂职工学习材料吕善新张勇华王冬梅柴风云张如芹任道成钟分丽陈玉梅郑天宝王婉萍二气厂概述 1 3第一节工艺流程及说明 3 3二、罐区工艺流程 四、热油工艺流程 五、采暖工艺流程 六、仪表风工艺流程 七、消防水工艺流程 八、循环水工艺流程 20第二节产品质量指标说明 第三节精馏基础知识 一、精馏知识 二、精馏基本概念 三、精馏操作基本知识 四、填料塔基本知识 第四节岗位常见问题及处理 38 三、装车岗 四、热油岗(含采暖) 第二章电气部分 第一节二气厂电气系统简介 46 三、供电系统接地及使用环境 47第二节低压配电装置 49 二、低压配电装置 三、低压成套配电装置的型号和结构 第三节低压电器 一、低压断路器 61 三、低压熔断器 五、其他低压电器 六、低压配电系统的基本控制线路 91第四节UPS 三、维修旁路 97 二、定期检查 三、保养与更换 98 第七节交流电动机 二、单相交流电动机的旋转原理 三、同步电动机的原理 第八节屏蔽电泵 一、屏蔽泵的工作原理 三、屏蔽泵TRG表 第九节电伴热 三、我厂经常使用两种类型的电热带：恒功率电热带和自限温电热带 第十节电气故障的处理方法 一、电气设备维修具备的基本功及维护技巧 二、电气设备维修方法 第一节二气厂自控仪表简介 第二节二气厂仪表原理与故障分析 二、压力测量仪表 三、物位测量仪表 第三节执行器 二、执行器的分类 三、电-气阀门定位器 第四节简单控制系统 二、被控变量的选择 三、操纵变量的选择 第五节DCS系统简介 第四章动设备 三、屏蔽泵的操作方法及注意事项 五、屏蔽泵的日常维护保养 一、离心泵结构 四、离心泵的操作方法及注意事项 五、离心泵的故障判断与分析 七、SH型单级双吸离心泵 八、RY型系列热油泵 第三节空气压缩机 五、空气压缩机的常见故障判断与分析 六、空气压缩机的日常维护保养 第四节氟制冷机组 一、活塞式氟制冷压缩机组 (2)注意事项 第五节齿轮泵 二、齿轮泵的工作原理 三、齿轮泵的操作方法及注意事项 第五章静设备 第一节填料塔 二、填料类型 五、板式塔和填料塔比较 四、换热器传热过程的强化 五、管壳式换热器的设计和选型 第三节压力容器 二、压力容器的安全操作注意事项 第六章操作规程 第一节第二气体处理厂精馏岗操作规程 第二节第二气体处理厂装车岗操作规程 第三节第二气体处理厂采暖岗操作规程 第四节第二气体处理厂罐区操作规程 248第五节第二气体处理厂燃气导热油炉操作规程 第七节二气厂LS6F2W10型冷水机组操作规程 第八节第二气体处理厂LSBLG-160B型冷水机组操作规程 第九节第二气体处理厂SK型水环真空泵操作规程 第十节二气厂离心泵操作规程 第十一节屏蔽电泵操作规程 259第十二节第二气体处理厂设备维护保养规程 第七章应急处置 264 2641.1单位简介 1.2应急资源 2事故特征 2.1事故类型 2.2事故发生的区域危险性分析 2.3事故可能发生的季节和造成的危害程度 2.4事故前可能出现的征兆 3应急组织与职责 3.1应急人员情况 3.2组织机构与职责 4应急处置 4.2应急措施启动 4.3现场处置措施 4.4现场救护 4.5现场保护和现场洗消 4.6应急终止 4.7事故报告 5注意事项 5.1佩戴个人防护器具方面的注意事项 5.2使用抢险救援器材方面的注意事项 5.3采取救援对策或措施方面的注意事项 5.4现场自救和互救注意事项 5.5现场应急处置能力确认和人员安全防护等事项 5.6应急救援结束后的注意事项 5.7其他需要特别警示的事项 附件1:报警电话 附件2:第二气体处理厂应急装备统计表 附件3:第二气体处理厂室外消防水源、消防设施、道路平面图 279附件4:第二气体处理厂厂区逃生路线图 附件5:生产装置区工艺流程示意图 附件6:储罐区、装车区工艺流程示意图 附件7:第二气体处理厂厂区配电图 附件8:第二气体处理厂储罐区储罐信息表 1二气厂概述第二气体处理厂隶属于中原油田分公司天然气处理厂，地处河南省濮阳市柳屯镇，始建于1984年，占地面积75184m²,其中装置区占地8000m²,产品罐区占地12000m²,生产及办公用建筑面积5000m²,总资产1.06亿元。伴生气轻烃为原料，生产出戊烷发泡剂系列高附加值产品，投放市场后迅速占领了国内近50%的市场，远销伊朗、巴基斯坦等国家。该工程实现了当年设计、当年投产，当年收回投资。1996月，我厂在I期和Ⅱ期工程的基础上建成投产了二气厂Ⅲ期工程——2.5万吨/年轻烃深加工工程。该工程系三气厂改扩建工程(四气厂)的配套项目，以三气厂和四气厂生产的伴生气轻烃为原料，在I、Ⅱ期工程已有产品品种的基础上，增加高技术含量、高附加值、市场需求大的高纯异戊烷、高纯正戊烷、植物油抽提溶剂等产品。现在，二气厂年轻烃深加工能力达到5-6万吨，溶剂油)、油漆稀释剂、高纯正戊烷、高纯异戊烷和天然苯等，其中发泡剂、溶剂油系列产品经过国家标准物质研究中心检测，各项技术指标均达到了国际先进标准，被河南省科委、河南省经“用户满意产品”等多项荣誉。一、人员状况第二气体处理厂，目前在册正式职工人数127人，劳务工28人，其中党员40人，男职工45人，女职工82人。二、主要设施与设备第二气体处理厂有三套轻烃深加工装置，设计能力为年处理5万吨混合轻烃，拥有分馏塔装置、重沸器、冷却器、热力炉、储存容器，三类压力容器共95台，各种产品储罐36座，总储存能力5086m³,其中包括：1000m³球罐一座、400m³球罐一座、80m³储罐17座、200m³储罐8座、150m³储罐4座、23m³储罐2座、40m²储罐2座。生产系统主要配置YY(Q)L-4100(350)Y(Q)型热力炉两座、仪表风空压机2台、冷水机组2套、以及配套的水源井3口、水泵14台、原料屏蔽泵4台、产品外输泵23台、装置屏蔽泵42台、空冷器8台、换热设备45台。2三、岗位设置情况二气厂共有3个运行小组，运行一组由输油岗及装车岗两个岗位组成，共20人，主要负责生产原料接收、原料输送、产品储存、产品外输、产品外销装车。运行二组由精馏岗、热力司炉岗、水泵岗组成，共41人，主要负责轻烃精馏塔的操作、生产装置用热、水、暖、气管理、消防系统运行管理及设备日常维修保养。运行三组由电工岗、仪表岗及电气焊等组成，共23人，主要负责全厂的电力设施、仪表设施、电、气焊维修等工作。四、地理位置二气厂位于河南省濮阳市柳屯镇，距镇政府北1公里，距天然气处理厂东3公里，距油田总部东25公里。厂区东邻农田，南邻木器加工厂，西邻一条宽8米的公路，路西是七娘寨商业房，五、社会环境二气厂地处柳屯镇中心位置，地势平坦，周围人群以务农、经商和学生为主，农村工业发展六、地理环境二气厂所处的柳屯镇农业经济发达，工业以石油化工为主，乡镇企业发展较快，是濮阳市三大农业经济开发区之一。柳屯镇是中原油田重要基地之一，另建有天然气产销厂、输油管理处、炼油化工总厂等单位，交通方便，经济发展状况良好。3第一章工艺部分第一节工艺流程及说明一、精馏工艺流程精馏岗是我厂的重要生产岗位，负责将轻烃原料加工成各种轻烃产品。经过历年的工艺改造，形成了三套精馏装置，分别为一期装置、二期装置以及三期装置。装置以处理三气厂伴生气轻烃为主，同时在石油化工总厂停机检修期间处理原油稳定轻烃。以下分别对三套精馏装置进行介绍：1.一期装置工艺流程(1)工艺流程简图图1.1一期装置工艺流程简图(2)工艺说明一期装置在在石油化工总厂停机检修期间运行，处理原油稳定轻烃。来自3”罐区的原油稳定轻烃进入T-101塔(脱液化气塔),塔顶生产液化气，液化气产品进5°罐区V-511、V-512液化气储罐，塔底物料进入T-102塔(天然气油脱色塔)进行脱色处理。T-102塔顶分离出脱色原油轻烃，进入三期装置T-301塔和伴生气轻烃混合后进行精制，T-102塔底采出稀释剂产品(带颜色)进入4°罐区V-403、V-404、V-405稀释剂储罐。2.二期装置工艺流程(1)工艺流程图(见图1.2)。(2)工艺说明二期装置主要处理三期装置过剩的植物油抽提溶剂原料。三期装置加工过剩的植物油抽提溶4MM真空泵图1.2:二期装置工艺流程简图(1)工艺流程图(见图1.3)。(2)工艺流程说明5降的低温液相。上升的气相、下降的液相及塔的进料在填料上进行充分接触，完成传热和传质双重作用，塔顶得到含C₄的异戊烷物料进到T-303塔，塔底得到系列发泡剂产品进到罐区。发泡剂比例可根据客户需要进行调整，主要产品有5:5、6:4、7:3、8:2、9:1及高纯正戊烷。提溶剂图1.3三期装置工艺流程简图③T-303(异戊烷精制塔)低温液相。上升的气相、下降的液相及塔的进料在填料上进行充分接触，完成传热和传质双重作用，塔顶得到含C₄的异戊烷物料进到罐区，塔底得到高纯(脱酸)异戊烷产品进到罐区。④T-304(溶剂油原料分离塔)来自T-301塔底的C₆及C组分进入T-104塔，再沸器提供一定量的热源，塔底物料产生上下降的低温液相。上升的气相、下降的液相及塔的进料在填料上进行充分接触，完成传热和传质6双重作用，塔顶得到植物油抽提溶剂原料进入T-306进行精制，塔底得到橡胶工业用溶剂油原料进到T-305塔。⑤T-305(橡胶工业用溶剂油塔)来自T-304塔底的橡胶工业用溶剂油原料进入T-305,再沸器提供一定量的热源，塔底物料流产生下降的低温液相。上升的气相、下降的液相及塔的进料在填料上进行充分接触，完成传热和传质双重作用，塔顶得到橡胶工业用溶剂油产品进到罐区，塔底得到天然汽油产品进到罐区。⑥T-306(植物油抽提溶剂原料精制塔)降的低温液相。上升的气相、下降的液相及塔的进料在填料上进行充分接触，完成传热和传质双重作用，塔顶得到低沸点(小于61℃)的物料组分进到3#罐区天然汽油罐。塔底得到合格的植物油抽提溶剂原料进到T-307塔。来自T-306塔底的植物油抽提溶剂原料进入T-307,萃取剂(N-甲基吡咯烷酮)进料口在植物油抽提溶剂原料进料口上面，可以保证萃取剂与原料中的苯进行充分混合。再沸器提供一定量用于塔的回流，回流产生下降的低温液相。上升的气相、下降的液相、萃取剂及塔的进料在填料上进行充分接触，完成传热和传质双重作用，塔顶得到植物油抽提溶剂，植物油抽提溶剂可以直来自T-307塔底的萃取剂和苯的混合物料进到T-3回流产生下降的低温液相。上升的气相、下降的液相及塔的进料在填料上进行充分接触，完成传热和传质双重作用，塔顶得到苯产品进到罐区，塔底得到萃取剂再进到T-307塔循环利用。来自T-307塔顶的植物油抽提溶剂进入T-309,再沸器提供一定量的热源，塔底物料产生上下降的低温液相。上升的气相、下降的液相及塔的进料在填料上进行充分接触，完成传热和传质双重作用，塔顶得到植物油抽提溶剂中的低沸点组分，该组分品罐，塔底得到6溶剂油中的高沸点组分进到T-311塔。7在T-311塔，再沸器提供一定量的热源，塔底物料产生上升的高温气相，塔顶冷凝器把气相表1.1三期装置填料塔的基本参数序号操作单元塔的性能塔(内径、塔高)mm设计温度(℃)设计压力(MPa)填料1BX填料五层234BX填料五层56789常压储罐10台、压力储罐25个、真空罐1台，累计储存容量5086m²,主要储存原料、戊烷发泡1.3"罐区工艺流程83“罐区共有12台储罐(储罐容积见表1.2),均为压力储罐，工作压力为0.3MPa(V309储罐发泡剂储存工艺、戊烷发泡剂储存工艺。2009年7月，通过工艺改造，3"罐区V301、V302、V303、储存天然汽油，V312储存发泡剂。工艺流程见图1.4:表1.23°罐区容积表储罐编号安全液位(mm)V301V302V303V304V305V306V307V311V312戊烷发泡剂工业正己烷植物油抽提溶剂天然汽油发泡剂天然汽油植物油抽提溶剂发饱剂戊烷发泡剂天然汽油94°罐区共有10台储罐(储罐容积见表1.3),均为常压储罐，主要储存工艺包括：橡胶工业用溶剂油(120°油)储存工艺、天然汽油储存工艺、天然苯储存工艺。橡胶工业用溶剂油储存工年7月处理采油厂原油稳定轻烃期间增加了渣油进V403工艺流程。工艺流程见图1.5。表1.34°罐区容积表储罐编号安全液位(mm)用溶剂油植物油抽提溶剂原料天然苯夫装置去装置苯装车 苯装车工作压力为0.3MPa。2009年7月通过对罐区的工艺改造，将原料集中储存在5°罐区，扩大了原料储存量。工艺流程见图1.6、图1.7。戊烷发泡剂戊烷发泡剂异戊烷植物油抽提溶剂植物油抽提溶剂异戊烷戊烷发泡剂戊烷发泡剂图1.65°罐区流程图(1)图1.75*罐区流程图(2)表1.35°罐区容积表罐号储编三、装车工艺流程戊烷发泡剂系列，装车平台进行槽车敞口装车，充装产品为：植物油抽提溶剂、天然苯、天然气程图见图1.8)。2泵房内共有六台屏蔽泵，用于4°罐区天然苯、天然气油、橡胶工业用溶剂油三种产品的外销和植物油抽提溶剂原料外输(流程图见图1.9)。3“泵房内共有7台管道泵，用于5°罐区植物油抽提溶剂、戊烷发泡剂系列产品的外销(流程图见图1.10)。原料原料天然气油植物油抽提溶剂戊烷发泡剂一期原料泵一期原料泵天然汽油泵天然汽油泵植物油抽提溶剂泵提溶剂泵戊烷发泡剂泵图1.81*泵房流程图植物油抽提溶剂植物油抽提溶剂戊烷发泡剂戊烷发泡剂天然苯泵天然料泵泵图1.92*泵房流程图残液管道泵残液管道泵道泵戊烷发泡植物油抽剂管道泵剂管道泵剂管道泵道泵图1.103*泵房流程图油气分离器以及热油工艺管线组成。膨胀槽内的导热油由热油泵输送导热油炉加热后，输送到各个热油使用单位，经换热后由回油管线返回油气分油器进行循环加热。表1.4热油工艺设备详情表个数型号流量m/h电机功率kW热油泵2注油泵15个数型号导热油炉2膨胀槽来自精馏装置过滤器注油过滤器图去精馏装置安全阀图1.11导热油炉系统工艺流程图采暖站主要为我厂提供采暖水和置换蒸汽，由导热油炉、热油泵、蒸汽发生器、热水泵、水处理器等组成。采暖系统由热油、蒸汽、补水、采暖水等四个工艺单元组成。导热油经过热油泵进入导热油炉，在导热油炉内，天然气燃烧对热油进行加热升温。高温导热油进入蒸汽发生器，加热蒸汽发生器内软化水，产生蒸汽。置换时，蒸汽直接进入厂区蒸汽管网。供暖时，蒸汽进入采暖换热器加热采暖水，高温采暖水由热水泵输送至采暖管网。补水泵将补水罐内软化水输送至蒸汽发生器，同时经过水处理器向补水罐内补充软化水。热油系统工艺流程与图1.11相同，不赘述。2、蒸汽系统(1)蒸汽系统工艺流程图图1.12:蒸汽系统工艺流程示意图(2)工艺说明蒸汽发生器内的软化水被热油加热成蒸汽后，进入采暖换热器，与采暖水进行换热。当需要蒸汽置换时，打开蒸汽调节阀，蒸汽进入蒸汽管网。(1)补水系统工艺流程图(见图1.13)。(2)工艺说明一次水进入水处理器中经过脱盐处理成为软化水，进入补水罐和热水罐，补水罐中的软化水经补水泵进入蒸汽发生器，为采暖换热器提供源源不断地蒸汽，以保证采暖用水和置换用蒸汽。当补水罐和热水罐中的水位偏低时，则打开补水阀门向罐中补水。子子流量计补水罐热水罐一次水进蒸汽发生器图1.13补水系统工艺流程示意图(1)采暖水系统工艺流程热水进供暖管网回水蒸汽热水罐图1.14采暖水水系统工艺流程示意图冷凝水(2)工艺说明热水罐中的热水由热水泵输送到采暖水换热器与蒸汽进行换热，换热后的热水进入供暖管网，供暖管网中的水集中回收后进入热水罐循环使用。蒸汽换热后成为冷凝水，冷凝水进入蒸汽表1.5采暖工艺设备详情表个数型号流量m/h电机功率kW热油泵1热水泵2补水泵1个数型号额定热功率kcal/h导热油炉1六、仪表风工艺流程去罐区去罐区去装置空压机后置过滤器图1.15仪表风工艺流程简图2.工艺说明气经由空气过滤器进入空压机，除去灰尘、油分以及水蒸气后进入稳压罐，然后进入各个用气管网。同时在末端设置仪表风稳压罐，用以稳定仪表风的压力，1.消防水工艺流程图(见图1.16)。2.消防水工艺说明消防水工艺由两个消防罐、三台消防泵、两台稳压泵以及消防管网组成。在日常工作中，清消防罐消防消防罐消防罐持较高的水位以保证消防用水。消防泵回水管线消防泵回水管线清水罐清水罐图1.16消防水工艺流程图表1.6消防系统设备详情表个数容积(m)型号流量m/h电机功率kW消防罐2消防泵3清水罐2稳压泵21.循环水工艺流程冷却塔循环水池装置区溢流管补水管图1.17循环水工艺流程图2.循环水工艺说明循环水池的水通过循环水泵将循环水输送到装置区各个用水单元，装置区用过的循环水通过回水管线进入冷却塔进行冷却后，再进入循环水池。如此往复循环。表1.7循环水系统设备详情表型号流量m³/h电机功率kW1*循环泵2循环泵3°循环泵型号电机布水器填料1*冷却塔非变频旋转式DN80PVC波纹板2°、3“冷却塔变频固定式螺旋喷嘴PVC波纹板消防消防罐消防罐1.一次水工艺流程图提供生活用水清水罐字图1.18一次水工艺流程简图1*潜水泵2.工艺流程说明一次水为我厂的生活用水，一次水工艺流程由3台潜水泵(即深井泵)、两个清水罐、两台加压泵组成。三台潜水泵由地下抽水，存贮在清水罐中，经过澄清、净化后由加压泵输送到各个表1.8一次水系统设备详情个数容积(m³)型号流量m/h电机功率kW潜水泵3加压泵2清水罐2十、天然气系统工艺流程1.天然气系统工艺流程图(见图1.19)。2.天然气系统工艺流程说明天然气是我厂的主要燃料用气，在生产方面主要有三个用途：第一为我厂的主要耗能装置燃流量计(总表)流量计(表1)燃气导热油炉生活用气流量计(表2)燃气安全切断阀罐区充压系统及生产用气燃气安全切断阀图1.19天然气系统工艺流程简图第二节产品质量指标说明表1.9发泡剂产品质量指标(GB/T22053-2008)透明无色液体密度(20℃),kg/m³GB/T1884及GB/T1885硫含量，mg/kg,≤机械杂质及水分无目测(注)铜片腐蚀(20℃,3h),级，≤1水溶性酸或碱无戊烷总含量(mol),%,≥C₆以上重组分(mol),%,≤1蒸发残余物，mg/100ml,≤溴指数(mg/100g)表1.10橡胶工业用溶剂油产品质量指标(SH0004-90)质量指标试验方法优级品一级品合格品密度(20℃),kg/m³不大于初馏点，℃110°℃馏出量，%120°℃馏出量，%不低于不小于不小于不大于 1溴值，gBr/100g不大于芳香烃含量，%不大于硫含量，%不大于博士试验通过水溶性酸或碱无机械杂质及水分无油渍试验合格表1.11植物油抽提溶剂产品质量指标(GB16629-2008)质量指标试验方法干点，℃不高于芳烃，%(m/m)不大于密度(20°℃),kg/m³溴指数不大于色度，号不小于不挥发物，mg/100mL不小于硫含量，%(m/m)不大于机械杂质及水分无铜片腐蚀(50°℃,3h),级不大于1表1.12天然苯产品质量指标(Q/ZY0725-1997)试验方法透明液体，无不溶水及机械杂质颜色(Hazen单位--铂--钴色号)不深于密度(20℃),kg/m²苯含量，%(m/m)≥酸洗比色酸层颜色不深于1000mL,稀酸中含0.3g重铬酸钾的标准溶液。蒸发残留物mg/100ml≤5中性试验中性二、生产过程中取样化验常用指标表1.13取样化验常用指标序号过程样化验指标1发泡剂2橡胶工业用溶剂油苯+甲苯<3%3植物油抽提溶剂C₆<1%苯<0.1%馏程60-75℃4天然苯纯度>98.5%6异戊烷脱酸时：纯度>95%,不含C,酸值<5ppn不脱酸时：纯度>95%,C₄<0.8%第三节精馏基础知识相就是指在系统中具有相同物理性质和化学性质的均匀部分，不同相之间往往有一个相界在一定的温度和压力下，如果物料系统中存在两个或两个以上的相，物料在各相的相对量以及物料中各组分在各个相中的浓度不随时间变化，我们称系统处于平衡状态。平衡时，物质还是在不停地运动，但是，各个相的量和各组分在各项的浓度不随时起新的相平衡，因此相平衡是运动的、相对的，而不是静止的、绝对的。比如：在精馏系统中，精馏塔板上温度较高的气体和温度较低的液体相互接触时，要进行传热、传质，其结果是气体部分冷凝，形成的液相中高沸点组分的浓度不断增加。塔板上的液体部分气化，形成的气相中低沸点组分的浓度不断增加。但是这个传热、传质过程并不是无止境的，当气液两相达到平衡时，其精馏塔的操作中，影响其操作的因素较多，如原料油性质、原料油处理量、塔顶温度、塔顶这些因素之间是相互制约又相互影响，它们之间任何一个波动都会或多或少地影响常塔的分馏效果。精馏塔的平稳操作就是通过对温度、压力、流量和液位等各参数的调节，克服各参数变化对次等作品的影响使精馏塔最大限度地接近物料平衡、热量平衡和气液相平衡的稳定状态，稳定高效地生产出合格产品，提高产品的收率，降低装置的能耗，使装置运行达到一个较高的水平。精馏塔平稳操作的实质是控制好塔的物料平衡、热量平衡和气液相平衡。(1)物料平衡物料平衡指的是单位时间内进塔的物料量应等于离开塔的诸物料量之和。物料平衡体现了塔的生产能力，它主要是受进料量和塔顶、侧线、塔底等部位的出料量等因素的影响。由于一气厂进料量是个定值，物料平衡状态主要通过塔底液面进行调节和控制，操作中，液面的高低变化，则反映出各塔进出物料的变化情况，塔底液面稳定，则各进出物料平稳，塔底并影响另两个平衡，即：气液相平衡达不到预期的效果，热平衡也被破坏，会使整个塔的操作处于混乱状态。如进得多，出得少，则塔压差上升。对于一个固定的精馏塔来讲，塔压差应在一定的范围内，塔压差过大，塔内上升蒸气的速度过大，甚至发生液泛而破坏正常的操作；进得少，甚至发生漏液而大大降低塔效率。因此，掌握物料平衡是塔操作中的关键，而控制好塔底液面(2)气液相平衡气液相平衡是指气液两相不同状态的混合物，存在一个系统中，在两相间进行物质传递，最终系统的温度、压力保持恒定，各相的组成保持不变。在塔中各部位，高温部分气相和低温部分液相进行传热、传质，高温气体部分冷凝，低温液体部分汽化，使得气相中的轻组分浓度增加，液相中的轻组分浓度降低，达到到某一极限时就不再变化了。此时，该处的气相温度等于液相温度，气液两相的浓度也不再变化，气液两相达到气液相平衡主要体现了产品的质量及收率损失情况。它是靠调节塔的操作条件(温度、压力)及塔内部气液接触的情况来达到的。只有在温度、压力固定时，才有确定的气液相平衡组成。当温度、压力发生变化时，气液相平衡所决定的组成就发生变化，产品的质量和损失情况随之发生变化。气液相平衡与物料平衡密切相关，物料平衡掌握好了，塔内上升蒸气速度合适，气液接触良好，则传热传质效率高，塔效率亦高。当然，温度、压力也会随着物料平衡的变化而改变。(3)热量平衡热量平衡是指进塔热量和出塔热量的平衡，具体反映在塔的操作温度上。热量平衡是物料平衡和气液相平衡得以实现的基础，反过来又依附于它们。没有热的气相和冷的回流，整个精馏过程就无法实现；而塔的操作压力、温度的改变(即气液相平衡组成改变),则塔内每处气相冷凝的放热量和液体汽化的吸热量也会随之改变，体现在进料供热和塔顶取热发掌握好物料平衡、气液相平衡和热量平衡是精馏操作的关键所在，三个平衡之间相互影响、相互制约。在操作中通常是以控制物料平衡为主，相应调节热量平衡，最终达到气液相平衡的目生产操作中上物料量必须处于平衡状态，即进入装品出装置产品流量之总和。物料处于平稳状态表现在生产是否平稳即各塔底液位是否稳定，各侧线出装置流量是否稳定，各部位温度是否稳定。温度不稳定，流量尽管平稳，因温度变化影响油品性质即组成、密度变化，物料也发生变化。在塔的操作中塔底液面、塔顶温度的稳定是平稳操作的重要条件。保持稳定的塔底液面，必须稳定进料量、塔底温度和塔顶压力，控制好塔顶、侧线及塔底抽出量，出料流量除塔底泵抽出流量外，要注意各侧线油抽出量的变化，这些流量调节幅度要小并依据各自产品质量及收率进行调节。保持稳定的塔顶温度，必须稳定：①进料量和塔底温度；②回流量及温度，当温度有变化时应及时依据产品质量合理地调节；③塔顶压力，塔的操作压力发生变化时各线抽出温度也要相应发生变化，应及时予以调整，保证产品质量；④汽提蒸汽量；⑤原料性质相对稳定。生产中有时因仪表指示错误，造成操作中的假象，如指示的液位低，实际液位不低，若采取增大进塔物流，就破坏了物料平衡。因此在操作中要寻找由稳定状态向不稳定状态变化的原因，才能排除假象给操作带来的干扰，使生产正常地进行。只要密切注意塔顶温度、塔底液面，分析波动原因，及时加以调节，就能掌握塔的三个平衡，保证塔的正常操作二、精馏基本概念在一定的温度下，与同种物质的液态(或固态)处于平衡状态的蒸汽所产生的压强叫饱和蒸把液体混合物进行多次部分汽化，同时又把产生的蒸汽多次部分冷凝，使混合物分离为所要为什么把液体混合物进行多次部分汽化同时又多次部分冷凝，就能分离为纯或比较纯的组分呢?对于一次汽化，冷凝来说，由于液体混合物中所含的组分的沸点不同，当其在一定温度下部分汽化时，因低沸点物易于气化，故它在气相中的浓度较液相高，而液相中高沸点物的浓度较气相高。这就改变了气液两相的组成。当对部分汽化所得蒸汽进行部分冷凝时，因高沸点物易于冷凝，使冷凝液中高沸点物的浓度较气相高，而为冷凝气中低沸点物的浓度比冷凝液中要高。这样经过一次部分汽化和部分冷凝，使混合液通过各组分浓度的改变得到了初步分离。如果多次的这样进行下去，将最终在液相中留下的基本上是高沸点的组分，在气相中留下的基本上是低沸点的组分。由此可见，多次部分汽化和多次部分冷凝同时进行，就可以将混合物分离为纯或比较纯的液体气化要吸收热量，气体冷凝要放出热量。为了合理的利用热量，我们可以把气体冷凝时放出的热量供给液体气化时使用，也就是使气液两相直接接触，在传热同时进行传质。为了满足这一要求，在实践中，这种多次部分汽化伴随多次部分冷凝的过程是逆流作用的板式设备中进行的。所谓逆流，就是因液体受热而产生的温度较高的气体，自下而上地同塔顶因冷凝而产生的温度较低的回流液体(富含低沸点组分)作逆向流动。塔内所发生的传热传质过程如下1)气液两相进行热的交换，利用部分汽化所得气体混合物中的热来加热部分冷凝所得的液体混合物；2)气液两相在热交换的同时进行质的交换。温度较低的液体混合物被温度较高的气体混合物加热二部分汽化。此时，因挥发能力的差异(低沸点物挥发能力强，高沸点物挥发能力差),低沸点物比高沸点物挥发多，结果表现为低沸点组分从液相转为气相，气相中易挥发组分增浓；同理，温度较高的气相混合物，因加热了温度较低的液体混合物，而使自己部分冷凝，同样因为挥发能力的差异，使高沸点组分从气相转为液相，液相中难挥发组分增浓。精馏塔是由若干塔板组成的，塔的最上部称为塔顶，塔的最下部称为塔釜。塔内的一块塔盘通过整个精馏过程，最终由塔顶得到高纯度的易挥发组分，塔釜得到的基本上是难挥发的组分。3.露点把气体混合物在压力不变的条件下降温冷却，当冷却到某一温度时，产生的第一个微小的液滴，此温度叫做该混合物在指定压力下的露点温度，简称露点。处于露点温度下的气体称为饱和气体。从精馏塔顶蒸出的气体温度，就是处在露点温度下。4.泡点液体混合物在一定压力下加热到某一温度时，液体中出现的第一个很小的气泡，即刚开始沸即精馏塔的釜温温度。应该说明，这第一个很小的气泡，也不是纯组分，它的组成也是有相平衡5.沸点当纯液体物质的饱和蒸汽压等于外压时，液体就会沸腾，此时的温度叫做该液体在指定压力下的沸点。纯物质的沸点是随外界压力的变化而改变的。当外界压力增大时，沸点升高，外界压力降低时，沸点降低。对于纯物质来说，在一定压力下，泡点、露点、沸点均为一个数值。部分冷凝)成液体，将其一部分冷凝液返回塔顶沿塔板下流，这部分液体叫做回流液；将另一部分冷凝液(或未凝蒸汽)从塔顶采出，作为产品。回流比就是回流液量与采出量的重量比，通常在规定的分离精度要求下，即塔顶、塔釜采出的组成一定时，逐渐减少回流比，此时所谓的理论板数逐渐增加。当回流比减少到某一数值时，所需的理论板数增加至无数多，这个回流比的数值，成为完成该项预定分离任务的最小回流比。通常操作时的实际回流比取为最小回流比的8.全回流成为全回流。全回流操作，多半用在精馏塔的开车初期，或用在生产不正常时精馏塔的自生循环三、精馏操作基本知识1.确定最适宜的回流比对固定分离要求的过程来说，当减少回流比时，运转费用(主要表现在塔釜加热量和塔顶冷量)将减少，所需塔板数将增加，塔的投资费用增大；反之，当增加回流比时，可减少塔板数，却增加了运转费用。因此，在设计时应选择一个最适宜的回流比，以使投资费用和经常运转的操作费用之和在特定的经济条件下最小，此时的回流比称之为最适宜回流比。最适宜回流比取为最小回流比的1.3～2倍。2.精馏塔的压力降所谓精馏塔的压力降，就是平时所说的塔釜和塔顶的压力差。对板式塔来说，塔板压降主要是由三部分组成的，即干板压力降、液层压力降和克服液体表面张力的压力降。塔釜与塔顶的压所谓干板压力降，就把精馏塔内上升的气体(或蒸汽)通过没有液体存在的塔板时，所产生的压力降；当气体穿过每层塔板上的液体层时产生的压力降，叫做液层压力降；气体克服液体表面张力所产生的压力降，叫液体表面张力压力降。对于固定的塔来说，在正常操作中，塔压力降主要随上升气体的流速大小而变化，有经验表液泛形成的原因，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。6.精馏塔的操作弹性操作弹性是指上升气体速度的最小允许值(负荷下限)到最大允许值(负荷上限)之间的范围。上升气体速度在此范围变动时，精馏塔能在一定的分离效果下，维持正常的操作。精馏塔的负荷上限是以上升蒸汽的雾沫夹带量不超过蒸汽流量的10%为限制；负荷下限是以塔板上液体的泄漏量不超过液体流量的10%为表明负荷上限与负荷下限之比可达7~9左右，泡罩塔次之，筛板塔最小。应当注意的是，当上升气体速度变化时，塔板效率要变化，这会引起分离效果发生变化。7.物料平衡，物料平衡的意义物料平衡是质量不灭和转换守恒定律在化工上的应用。对于任何一个生产过程来说，按重量计，物料转化量应为产品生成量和物料损失量之和。通过物料衡算，可以知道原料转化为产品的情况及损失量的大小，以便寻求改善的途径。物料衡算对整个过程或过程的某个阶段同样适用；可对参与过程的全部物质进行衡算，也可以对任意组分进行衡算。在操作中随时掌握精馏塔的物料平衡情况对于一个操作工来说是一个最基本和情况都不是正常操作，影响产品的质量和数量。因此，为了使精馏塔处于最佳条件下操作，为了提高产品的质量和数量，降低能耗，减少加工损失，在实际操作中必须经常进行物料衡算，调整操作。8.最适宜的进料板位置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9.精馏塔操作压力的变化对精馏操作的影响塔的设计和操作都是基于一定的压力下进行的，因此一般的精馏塔总是先要保持压力的恒(1)影响产品质量和物料平衡改变操作压力，将使每块塔板上的气液相平衡的组成发生改变。压力升高，则气相中的重组份减少，相应的提高了气相中的轻组分的浓度；液相中的轻组分含量增加，同时也改变了气液相的重量比，使液相量增加，气相量减少。总的结果是：塔顶馏分中的轻组分浓度增加，但数量却相对减少；釜液中的轻组分浓度增加，釜液量增加。同理，压力降低，塔顶馏份的数量增加，轻引起塔顶产品中重组分浓度增加时，则可采用适当升高操作压力的办法，使产品质量合格，但此(2)改变组分间的相对挥发度压力增加，组分间的相对挥发度降低，分离效率下降，反之亦然。(3)改变塔的生产能力(4)塔压的波动这将引起温度和组成间对应关系的混乱。我们在操作中经常以温度作为衡量产品质量的间接从以上分析来看，改变操作压力，将改变整个塔的工作状况，因此在正常操作中应维持恒定的压力，只有在塔的正常操作受到破坏时，才可以根据上述分析，在工艺指标允许的范围内，对塔釜加热蒸汽量的改变、回流量、回流温度、塔顶冷剂量的改变以及塔板的堵塞等，都有可能引起塔压的波动，此时我们应先分析塔压波动的原因，及时处理，使操作恢复正常。10.进料状态对精馏操作的影响进料情况有五种：冷进料；泡点进料；气液混合进料；饱和蒸汽进料以及过热蒸汽进料。为从上式可以看出：冷进料时δ>1,泡点进料时δ=1,气液混合进料时0<δ<1,饱和蒸汽进料时δ=0,过热蒸汽进料时δ<0。当进料状况发生变化(回流比、塔顶馏出物的组成为规定值)时，δ值也将发生变化，这直接影响到提馏段回流量的改变，从而使提馏段操作线方程式改变线位置的改变，将引起理论塔板数和精馏段、提馏段塔板数分配的改变。对于固定进料状况的某个塔来说，进料状况的改变，将会影响到产品质量及损失情况的改变。例如，某塔应为泡点进料，当改为冷液进料时，则精馏段塔板数过多，提馏段塔板数不足，结果是塔顶产品质量可能提高，而釜液中的轻组分的蒸出则不完全。若改为气液混合进料或者饱和蒸汽、过饱和蒸汽进料，则精馏段的塔板数不足，提馏段的塔板数过多，其结果是塔顶产品种重组分含量超过规定，釜液中轻组分含量比规定值低，同时增加了塔顶冷剂的消耗量，减少了塔生产中多用泡点进料，此时，精馏段、提馏段上升蒸气的流量相等，故塔径也一样，设计计11.进料量的大小对精馏操作的影响进料量的大小对精馏操作的影响可分为下述两种情况来讨论。第一，进料量变动范围不超过塔顶冷凝器和加热釜的负荷范围时，只要调节及时得当，对顶温和釜温不会有显著的影响，而只影响塔内上升蒸汽速度的变化。进料量增加，蒸汽上升的速度加，蒸汽上升速度超过液泛速度时，则严重的雾沫夹带会破坏塔的正常操作。进料量减少，蒸汽上升速度降低，对传质是不利的，蒸汽速度降低容易造成漏液，降低精馏效果。因此，低负荷操作时，可适当的增大回流比，提高塔内上升蒸汽的速度，以提高传质效果。应该说明，上述结论是以进料量发生变动时，塔顶冷剂量或釜温热剂量均能作相应的调整为前提的。第二，进料的变动范围超出了塔顶冷凝器或加热釜的负荷范围，此时，不仅塔内上升蒸汽的速度改变而且塔顶温度、塔釜温度也会相应的改变，致使塔板上的气液相平衡组成改变，塔顶和将引起提馏段温度降低，釜温中轻组分浓度增大，釜液的流量增大，这同时也会引起上升蒸汽中轻组分量增加，致使全塔温度下降，顶部馏出物中的轻组分纯度提高。当气液两相混合进料时，若进料量突然增加过快，将使精馏段内蒸汽量突然增加，同时使提馏段内回流液量也突然增加，在冷剂、热剂不够的前提下，前者是精馏段的温度上升，后者是提馏段的温度下降；前者引起塔顶馏分中重组份浓度增加，使产品质量不合格，后者引起塔釜馏份随之而来的是塔顶的气相馏出物量增加，回流比减小，塔顶温度上升，提馏段的温度上升。前者使塔顶产品中重组分含量增加，塔内回流液体中中组份含量也增加；后者使塔底产品中重组份的综上所述，不管进料状况如何，进料量过大的波动，将会破坏塔内正常的物料平衡和工艺条件，造成塔顶、塔釜产品质量不合格或者物料损失增加。因此，应尽量使进料量保持平衡，即使12.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。若进料中的轻组分的浓度增加时，提馏段的负荷增加。对于固定了提馏段塔板数的塔来说，将造成提馏段的轻组分蒸出不完全，釜液中轻组分的损失加大。同时，进料组成的变化还将引起全塔物料平衡和工艺条件的变化。组份变轻，则塔顶馏分增加，釜液排出量减少。同时，全塔温度下降，塔压升高。组份变重，情况相反。(1)改进料口。组份变重时，进料口往下改；组份变轻时，进料口往上改。(2)改变回流比。组份变重时，加大回流比；组份变轻时，减少回流比。(3)调节冷剂和热剂量。根据组成变动的情况，相应地调节塔顶冷剂和塔釜热剂量，维持13.进料温度的变化对精馏操作的影响进料温度的变化对精馏操作的影响是很大的。总的来讲，进料温度降低，将增加塔底蒸发釜的热负荷，减少塔顶冷凝器的冷负荷。进料温度升高，则增加塔顶冷凝器的冷负荷，减少塔底蒸发釜的热负荷。当进料温度的变化幅度过大时，通常会影响整个塔身的温度，从而改变气液平衡组成。例如：进料温度过低，塔釜加热蒸汽量没有富余的情况下，将会使塔底馏份中轻组份含量增加。进料温度的改变，意味着进料状态的改变，而后者的改变将影响精馏段、提馏段负荷的改变。因此，进料温度是影响精馏塔操作的重要因素之一。14.塔内上升蒸汽的速度和蒸发釜加热量的波动对精馏操作的影响塔内上升蒸汽的速度的大小，直接影响着传质效果。板式塔(例如泡罩塔)内上升蒸汽是通度应比液泛的速度小一些。工艺上常选择最大允许速度为液泛速度的80%。速度过低会使塔板效影响塔内上升蒸汽速度的主要因素是蒸发釜的加热量。在釜温保持不变的情况下，加热量增加，塔内上升蒸汽的速度加大；加热量减少，塔内上升蒸汽的速度减小。应该注意，加热量的调节范围过大、过猛，有可能造成液泛或漏液。15.回流比的大小对精馏操作的影响操作中改变回流比的大小，以满足产品的质量要求是经常遇到的问题。当塔顶馏份重组份含量增加时，常采用加大回流的方法将重组份压下去，以使产品质量合格。当精馏段的轻组份下到提馏段造成塔下部温度降低时，可以用适当减少回流比的方法以使釜温度提起来。增加回流比，16.塔顶冷剂量的大小对精馏操作的影响对采用内回流操作的塔(例如冷凝蒸出塔),其冷剂量的大小，对精馏操作的影响是比较显著的；同时，也是影响回流量波动的主要因素。内回流塔的回流量是靠塔顶冷凝器的负荷来调节塔顶温度升高，从而流量减少，塔顶温度升高，塔顶产品中重组份的含量增加，纯度下降；如冷剂量增加，情况正相反。当冷剂有相变时，即液体冷剂蒸发吸热，在冷剂量充分的情况下，调节冷剂蒸发压力高低所带来的回流量变化，将更为灵敏。对于外回流的塔，同样会由于冷剂量的波动，在不同程度上影响精馏塔的操作。例如，冷剂量的减少，将使冷凝器的作用变差，冷凝液量减少，而在塔顶产品的液相采出量作定值调节时，回流量势必减少。假如冷凝器还有过冷作用(即通常所说的冷凝冷却器)时，则冷剂量的减少，还会引起回流液温度的升高。这些都会使精馏塔的顶温升高，塔顶产品中重组份含量增多，质量精馏塔塔顶采出量的大小和该塔进料量的大小有着相互对应的关系，进料量增加，采出量应采出量只有随进料量变化时，才能保持塔内固定的回流比，维持塔的正常操作，否则将会破例如，当进料量不变时，若塔顶采出量增大，则回流比势必减少，引起各板上的回流液量减少，气液接触不好，传质效率下降；同时操作压力也下降，各板上的气液相组成发生变化。结果是重组份背带到塔顶，塔顶产品的质量不合格。在强制回流的操作中，如果进料量不变，塔顶采出量突然增大，则易造成回流液贮槽抽空。回流液一中断，顶温就升高，这同样也会影响塔顶产品的质量下降。18.塔底采出量的大小对精馏操作的影响塔釜保持稳定的液面，是维持釜温恒定的首要条件。塔釜液面的变化，又主要决定于塔底采当塔底采出量过大时，会造成塔釜液面降低或抽空。这将是通过蒸发釜的釜液循环量减少，从而导致传热不好，轻组分蒸不出去，塔顶、塔釜的产品均不合格。如果是利用列管式蒸发釜，由于循环液量太大，使釜液经过上半部列管时形成过热蒸汽，表现为挥发管的气体温度较高，而釜温却较低。如果塔底采出量过小，将会造成塔釜液面过高，增加了釜液循环阻力，同样造成传另外，维持一定的釜液面还起着液封的作用，以确保安全生产。19.控制精馏塔的釜液面的意义塔釜液面的稳定是保证精馏塔的平稳操作的重要条件之一。只有塔釜液面稳定时，才能保证塔釜传热稳定以及由此决定的塔釜温度、塔内的上升蒸汽流量、塔釜液组成稳定等的稳定，从而确保塔的正常生产。釜液面的调节，多半是用釜液的排除量来控制的。釜液面增高，排出量增大，釜液面降低，排出量减少。也有用加热釜的热剂量来控制釜液面的，釜液面增高，热剂量加大。但是只知道这些还是不够的，还必须了解影响釜液面变化的原因，才能有针对性的进行处理。(1)釜液组成的变化在压力不变的前提下，降低釜温，就改变了塔底的气液平衡组成，加大了釜液量和釜液中轻组份的含量。在釜液采出不变的情况下，将使釜液面增高。发生这种现象时，应首先恢复正常的釜温，否则，会造成大量的轻组份损失。(2)进料组成的变化当进料中重组份含量增加时，根据物料衡算，釜液量将增加，此时应相应的加大釜液的排出量，否则釜液面会升高。如果保持正常的釜液排出量而用升高釜温的方法去维持正常的釜液面，那么将会使重组份带到塔顶，造成塔顶产品的质量下降。(3)进料量的变化进料量增大，釜液排出量应相应地加大，否则釜液面会升高。(4)调节机构失灵调节机构失灵时，应该自动调节为手动调节，同时联系检修。(5)在开车初期时，由于塔板上液体较少，还没有处于良好的气液接触状态，大量的轻组份容易进入塔釜，其被塔釜气化的量一时还满足不了塔内热量的要求。因此，对于刚开车的塔，使釜液面过高，釜液排出量增大，以至釜液中轻组份的损失增大。20.灵敏板在精馏塔的逐板计算中，往往可以发现某一板和相邻板的组成变化较大，因而温度变化也较正常操作对灵敏板温度的控制多数是采用改变加热介质用量的方法来实现的。影响因素有进料状况、加热介质、冷剂的流量、压力、温度变化等。21.回流温度对精馏操作的影响回流温度增高，也像进料温度增高一样，使冷凝器负荷增大，如仍不调节冷剂量，塔顶温度将升高，他的气液平衡被破坏，重组份上移。回流温度降低，将增加再沸器热负荷。若及时调整再沸器的热负荷，维持操作稳定，其结果同增加回流比一样，使塔顶轻组份增加，塔顶产品质用泵打入塔内进行回流，回流冷凝器不需要安装在塔顶的回流方式称强制回流。回流冷凝器安装在塔顶的回流液借重力回流到塔内的回流方式称自然回流。强制回流的量稳定，容易调节，生产不正常时扭转起来快，厂房不要高的框架结构，塔很高采用强制回流，安装方便。但强制回流需回流泵，动力消耗大，特别是低沸点的物料容易造成泵不上量。自然回流操作简单，不要回流泵，节省能源。但回流量随塔压的变化而变化，回流比不严格，生产不正常时扭转起来慢，厂填料塔在塔内装有一定高度的填料，属于气液连续接触的传质设备。塔内的上升蒸汽沿着填料的孔隙由下而上的流动；塔顶留下的液体沿着填料表面自上而下的流动。气液两相间的物质与热的传递，是借助于在填料表面上形成较薄的液膜表面进行的。2.填料塔的优点首先，由于填料和塔壁之间的缝隙较填料层中间的缝隙为大，故液体容易向塔壁流动而影响塔径D与填料直径d之比大于10:1。对于高塔而言，则边壁效应更为严重，因此，常用分段填装或用液体再分布起来解决这一问题。一般情况下，填料装填的高度H与填料塔径之比为2～6是较为适宜。其次，对填料的排序也有要求。当D/d大于8时，填料最好采用整齐排放。当填料乱堆时，设备内应先加水，然后把填料放到水中，以免破碎造成堵塞，填料装完后，再把水放掉。再次，当填料塔停车后，应检查填料的破损和污染情况，并决定清洗或更换。4.填料塔的操作要求填料塔的操作中，蒸汽速度的大小，对传质效率有直接的影响。气速小时，接触面仅限于填将会产生液泛现象，这就是操作中不允许的。喷淋密度的大小对填料塔的精馏效果也有一定的影响。当喷淋密度很小时，填料表面则不能完全被液体所湿润，使精馏效率下降；当喷淋密度过大时，液体又会不经过填料表面而沿塔壁流下，这种现象更为严重，也就是我们常说的壁流或漏液第四节岗位常见问题及处理(1)开机过程中T-301、T-302、T-303塔顶压力偏高的处置措施。开机过程中T-301、T-302、T-303塔顶压力偏高原因：长时间停机期间，戊烷发泡剂系统各塔顶会积聚大量地不凝气，再加上开机初期，由于塔底热油负荷偏大，造成塔顶压力偏高，而此导通塔顶C;不凝气放空回原料罐流程，将不凝气排放进原料罐，待塔顶部温度持续上升，回流罐液位逐渐上涨后，关闭不凝气放空调节阀，塔压即得到有效控制。(2)缩短T-301开机调试时间(即系统开机时间)的有效方法。T-301开机升温过程中，当塔顶不凝气排放结束后，及时开启T-301塔顶回流泵，严格控制塔顶部温度在较低状态，调整过程中，保持较大回流量，可适当降低塔底部温度，优先考虑保证精馏段分离精度，确保回流罐内戊烷主料中C,含量在较低水平。这样，可以显著缩短戊烷发泡剂系统的开机调试时间。同时，T-301塔底部温度偏低，可通过调整T-306,由塔顶分离出C5组分，发泡剂产品质量指标中C,含量不超过1.0%。T-302底发泡剂产品中C。含量大于1.0%,系T-301精馏段分离精度不足，由进料携带C₆含量偏高所致，通过增加T-301顶回流量，降低塔顶部温度，进而提高精馏段分离精度，减少T-301顶进入T-302进料组分中C含量，进而降低T-302底发泡剂产品中C,含量。T-302底发泡剂产品比例偏高，系T-302底热油负荷过大或塔顶回流量偏小所致，通过降低塔底热油负荷或增加塔顶回流量，可以提高发泡剂比例，调节过程注意塔顶异戊烷产品纯度；T-302底发泡剂产品比例偏低，系T-302底热油负荷过小或塔顶回流量偏大所致，通过增加塔底热油负荷或减少塔顶回流量，可以降低发泡剂比例。异戊烷产品质量指标中C₁含量不超过1.0%。T-303底异戊烷产品中C₄含量大于1.0%,系T-303精馏段分离精度过大所致，通过降低塔顶T-303底异戊烷纯度偏低，系T-302精馏段分离精度不足，由塔顶采出向T-303进料中异戊烷纯度偏低所致，通过增加T-302顶回流量，降低塔顶部温度，进而提高精馏段分离精度，提升T-301进料突然中断，首先将进料调节阀转到手动状态，再调整调节阀到正常开度位置；其(8)T-301运行过程中一台空冷T-301运行过程中一台空冷器突然停运，塔顶压力会随之迅速上升，需要立即减少装置进料量，降低塔底热油负荷，减少塔顶回流量，同时加大不凝气放空回原料罐调节阀开度，若塔顶压力仍增长过快，可适时决定打开回流罐顶放空阀门，确保T-301塔顶压力不超。(1)T-305顶120#油产品中芳烃含量超标的处置措施。120#油产品质量指标中芳烃含量小于3.0%。由120#油产品化验分析数据可知：苯含量偏高时，系T-304提馏段分离精度不足所致，通过增加塔底热油负荷，提升底部温度，可以提高提馏段分离精度；甲苯含量偏高时，系T-305精馏段分离精度不足所致，通过增加塔顶回流量，降低中部温度，可以提高精馏段分离精度。(2)T-305顶120#油产品馏程偏低或偏高的处置措施。120#油产品质量指标中馏程为90～120℃。120#油产品初馏点低于90℃,系T-304提馏段分离精度不足所致，主要原因为T-304塔底热120#油产品终馏点高于120℃,系T-305塔底热负荷偏大所致，通过减少塔底热油流量，降低T-305中部温度，可以降低T-305顶120#油产品终馏点。T-305开机过程中压力频繁波动，系T-305长时间停机期间，大量不凝气进入塔内，塔顶压待压力降至接近OkPa时，关闭放空阀。一般不凝气排放1～3次即可稳定控制塔压。3.6#油系统(1)T-307顶6#油产品苯含量偏高的处置措施。6#油产品质量指标中苯含量不大于1.0%(植物油抽提溶剂中苯含量不大于0.1%)。调整均可以显著降低6#油产品苯含量。(2)T-307顶6#油产品馏程偏高或偏低的处置措施。6#油产品质量指标中馏程为60～75℃。6#油产品初馏点低于60℃,系T-306提馏段分离精度不足所致，主要原因为T-306塔底热负荷偏小或回流量偏大，通过增加塔底热油流量或降低塔顶回流量，提高T-306中部温度，降低6#油原料中轻组分含量，可以提高T-307顶6#油产品初馏点。6#油产品终馏点高于75℃,系T-304精馏段分离精度不足所致，主要原因为T-304塔底热负荷偏大或回流量偏小，通过减少塔底热油流量或增加塔顶回流量，降低T-304中部温度，可以降低T-307顶6#油产品终馏点。调整过程中需密切关注T-305顶120#油产品中甲苯含量是否超标。(4)萃取精馏过程中萃取剂比过大或过小的影响。萃取比(萃取剂进料与6#油原料进料的比值)选取的大小取决于原料中苯含量的大小。萃取比过大会将部分非芳烃组分携带到塔底，进而影响到T-308顶苯产品的纯度；萃取比过小则无法保证T-307萃取精馏分离效果，会导致塔顶6#油中苯含量超标。T-307顶底压差突然急剧增大，系T-307塔内气液相负荷增加过快，塔下部气相上升通道不迅速减少T-307进料量和萃取剂量，降低塔底热油负荷和塔顶回流量，T-307顶底压差会逐T-307顶底压差突然急剧增大，当回流罐液位明显上升，塔底液位逐渐下降时，迅速关闭6#进行全回流作业，同时增加T-308底热油负荷。待T-307回流罐内组分全部回流返回塔内，回流罐内取样检查不含萃取剂时，再开始增加T-307底热油负荷，按6#油系统操作规程进行重新开机流量偏大，6#油组分由T-307底再进入T-308;二是T-304精馏段分离精度不足，C;组分进入6#油原料，进入T-307后再随苯一同进入T-308。由T-308顶苯产品化验分析数据可知：苯产品中6#油组分偏多时，增加T-307底热油负荷，或减少萃取剂循环量，降低回流量，提高T-307底部温度，避免6#油组分进入T-308;苯产品中C₁组分偏多时，增加T-304顶回流量，提高精馏段分离精度，降低6#油原料中C₇组分含量。以上(8)真空泵排水大量含苯的紧急处置措施。真空泵进口气相夹带液苯可以通过降低塔顶回流罐液位，再通过真空缓冲罐后自然分离，可真空泵进口气相中，苯含量占据相当的比重，真空泵对进入泵内的气相进行压缩，提高了苯蒸汽的分压，进入真空泵的水温又较低，起到了冷凝真空泵气相苯蒸汽的作用，才能造成真空泵大量含苯的现象。此时，应调节冷水机组，降低冷水温度，提高T-308顶冷凝器冷却效果，避免程中，系统循环萃取剂温度较低。由于停机过程中，萃取剂系统中6#油和苯均被采出，系统中只有纯度较高的萃取剂在进行循环，因而只有加大塔底热负荷才能缓慢提升塔各中部、底部温度。可以及时向系统少量进料，有利于T-307、T-308中部、底部温度的升高。二、罐区岗1.接收原料时，若错开或未能及时开启原料罐阀门的处理方法。接收原料，错开或未能及时开启原料罐阀门，会造成三气至二气戊烷油外输管线、三气外输工作储罐，其他作为备用罐，工作储罐液位达到限定值或出现故障时，应立即切换流程，使用备2.接收原料时，需要同时进行原料接收作业和原料输送作业的处理方法。泵前压力不稳定，造成泵出口压力波动、装置参数波动。罐区五台原料储罐互为备用，严禁一台原料接收后，发现接油量与输油量相差较大，应立即核查，核查无误立即上报，检查接油趋势图，观察；检查液位计是否存在故障；检查输油管线是否存在异常。4.原料输出与装置不凝气回罐同时作业的处理方法。由于不凝气回罐与原料输出共用一条管线，两项作业同时进同一储罐会造成不凝气不能排出，造成塔压不稳，装置参数波动。原料输出和装置不凝气进罐不能同时使用同一台储罐进行作业，原料储罐中，只有V509和V510能接收装置不凝气，两台储罐互为备用接收装置不凝气。原料输出储罐压力低会造成泵不上量，启泵前要检查输出罐的压力和相关工艺流程，原料输6.原料罐(V509、V510)压力过高，装置区不凝气不原料罐(V509、V510)压力过高，装置区不凝气不能进入原料罐，会导致塔压过高，影响装置参数。原料罐(V509、V510)压力超过0.2MPa时，要对原料储罐进行平压或放空，降低储罐加密送样次数，确定罐样，若产品样不合格，应该立即启用备用罐，检查相关工艺流程，观察是否存在窜罐现象。提高产品进罐质量，对罐内产品进行适当的调和。三、装车岗1.产品装车时，产品罐压力过低的处理方法。产品装车时，产品罐压力过低，易造成外输泵不上量、空转，会损坏设备，在装车作业前，及时、准确地导通工艺流程，检查控制阀门的开启情况。2.戊烷发泡剂装车过程中，流速较慢，储罐液位变化较小的处理方法。分析发泡剂装车过程中，流速较慢的原因，检查相关工艺流程。回流阀门未关闭，会使泵出3.戊烷发泡剂装车比例不合格的处理方法。加密晃车和取样，多次取样不合格时，根据多次取样的化验结果，进行计算、卸车，进行产4.夏季，温度较高时，泵前压力过高的处理方法。损坏设备，甚至引起安全事故。应缓慢开启储罐出口阀，将管线内气体排至储罐内。四、热油岗(含采暖)1.热油泵运行异常的紧急处置措施(以A、C泵运行过程中A泵异常为例)。保护系统旋钮由中间旋至“A”处(此时连锁信号显示接受信号为B泵替代A泵运行);最后再停运A热油泵，记录机泵运行状况。2.开机过程中避免热油泵出口阀门密封处渗漏的措施。开机过程中，同时起动三台热油泵进行升温，微开B泵出口进A炉或B炉控制阀，确保热油泵出口管线、阀门都均匀升温，防止B炉出口管段内因残余冷导热油，密封处发生渗漏的现象。待热油温度升至约150℃时，再停运B泵。3.开机升温过程中避免热油炉燃烧器频繁启动的措施。开机过程中，在三台热油泵同时起动运行，当B泵出口进A炉时，点燃A热油炉，以5℃间隔缓慢调节热油炉出口热油温度设定值，保持A热油炉燃烧器始终持续运行，待热油温度升至约150℃时，再起动B热油炉进行升温，同时停运B泵。4.膨胀槽油位突然降低的处置措施。膨胀槽内油位突然降低，首先检查热油总管压力调节阀开度是否正常，热油泵出口压力是否超高，热油系统安全阀是否开启；其次检查热油炉、热油泵及热油管网是否存在渗漏现象；最后通知精馏岗检查装置区热油管网是否存在渗漏现象。5.生产过程中热油管网压力偏高的处置措施。通知并联系精馏岗现场检查热油总管压力调节阀是否在30～60%,装置区热油旁路阀开度是否正常，通过调节两处控制阀，调节热油总管压力在正常范围。6.生产过程中天然气压力突然降低或波动时的处置措施。发现天然气压力突然降低或波动时，首先汇报调度及时与供气单位协调恢复正常供气压力，其次联系仪表工现场检查天然气稳压控制阀，确保燃气减压压力正常。7.生产过程中天然气压力突然降低或波动时的处置措施。发现天然气压力突然降低或波动时，首先汇报调度及时与供气单位协调恢复正常供气压力，其次联系仪表工现场检查天然气稳压控制阀，确保燃气减压压力正常。8.1#、2#空压风稳压罐底部积水偏多的处置措施。1#、2#空压风稳压罐底部积水偏多，可能原因有：空压机疏水阀锈蚀；干燥器工作异常。空压机疏水阀锈蚀时，拆解保养疏水阀，确保疏水阀正常排水；干燥器工作异常时，检查干燥器再生压力是否正常，压力大于0.1MPa时需更换分子筛；排气消声器排水异常时，拆解检查排气消9.空压机组运行过程中频繁启停的处置措施。空压机组运行过程中频繁启停(排除电气故障)时，检查空压机运行设定参数是否正常，检查卸载压力“UNLD”应为6.8bar,加载压差“LOAD”应为2.5bar。五、水泵岗1.消防稳高压系统有异常消防信号显示的检查与处置措施。首先检查稳压泵运转情况是否有异常；其次检查厂区内是否存在使用消防水或消防管网漏水现象；再次检查消防泵出口阀、回水阀、逆止阀谁否存在严重内漏现象；以上因素排除后，再联2.厂应急预案启动或演练过程中消防泵起动失败后的紧急处置措施。当消防稳高压系统出现消防信号，消防泵起动失败后，岗位人员首先将三台消防泵起动按钮全部转为“手动”控制状态；其次逐台起动消防泵，先将消防泵出口蝶阀控制器转为“现场”控制状态，再按“开”按钮，直至出口蝶阀全部打开，保持消防管网压力在1.0MPa左右，确保现3.离心水泵运行异常的紧急处置措施(以循环水泵为例)。4.循环水泵起动时出口压力偏低的处置措施。检查泵壳内余气是否排尽；以上因素排除后，再汇报技术干部到现场检查机泵。首先打开循环水池补水阀门，连续向池内补水；其次检查循环水管网及冷却塔系统是否有漏水现象；再次联系精馏岗检查装置区循环水管网及冷却器供水系统是否有严重漏水现象。首先开启循环水泵，保证循环水管网正常压力；其次关闭冷却塔进口阀门；再次打开冷却塔进口阀下游排污阀，在进口阀内漏时，排尽管线内积水，避免出现冻堵现象；最后打开1#、2#冷却塔旁路管线，循环水不再流经填料，直接进入集水盘中。精馏装置工艺流程，重点掌握三期装置工艺流程；精馏基本知识；产品质量标准；精馏岗常见问题及处理；同时需要了解罐区工艺流程以及公共工程系统流程。罐区工艺流程；输油岗常见问题及处理；产品质量标准；熟悉装车系统工艺流程；了解精馏罐区工艺流程；装车系统工艺流程；了解精馏装置工艺流程。消防水、循环水以及一次水工艺流程；水泵岗常见问题及处理。热油岗工艺流程；采暖工艺流程；空压风工艺流程；热油岗常见问题及处理。第二章电气部分第一节二气厂电气系统简介一、系统范围本系统范围包括二气厂厂区的配电、照明、接地、配电室、变压器室、及一条引自柳屯变电连续运行负荷800～1200kW照明及小动力负荷50kW2.供配电系统构成(1)低压配电中心：总配电室。包括干式变压器2台，低压配电柜14面。(2)精馏生产装置供电系统：一、二期配电室。包括低压配电柜5面。(3)精馏生产装置供电系统：三期配电室。包括低压配电柜5面，UPS1台。(4)供热装置供电系统：导热油炉配电室。包括低压配电柜5面。(5)供暖装置供电系统：采暖站配电室。包括低压配电柜2面。(6)供水及消防装置供电系统：水泵配电室。包括低压配电柜7面。(7)罐区装置供电系统：新罐区配电室。包括低压配电柜3面。(8)罐区装置供电系统：老罐区配电室。包括低压配电柜2面。二、供配电系统电源引自柳屯变电所6KV高压室不同母线段的611及618线路。2.供电能力二气厂两台主变容量为2×1600kVA,型号为SG10-1600/6的干式变压器供给全厂用电负荷。柳屯变电所6kV侧为单母线分段接线，380V输出侧为单母线分段接线。4.主供电线路运行方式两回电源进线正常时运行且能100%互为备用。5.配电电压负荷采用380/220V。6.负荷供电方式本供配电系统中通过手动或自动切换可保证装置的除采暖站配电室、新罐区配电室、老罐区配电室外所有负荷均有双回电源供电。当电网故障时，仪表系统由UPS系统保证供电。7.节能措施选用节能的干式变压器和电阻较小的铜导体电缆，同时在低压侧通过自动功率补偿器自动投切电容器来提高系统整体功率因数。三、供电系统接地及使用环境(1)供配电系统接线方式为TN-C-S配电方式.(2)测量仪表配置及电量计量点总配电室电源进线设测量三相电流的电流表和测量三相电压的电压表2.配电系统现状(1)装置区环境特征(3)防爆区电气设备电机操作柱接线箱，接线盒及照明灯具，电伴热用的配电及维修用的检修箱均采用隔爆型设备。电缆采用优质高导电铜导体，聚氯乙烯绝缘阻燃电缆护套。装置区电缆敷设在带有支架的电缆桥架内。电缆桥架在距配电室入口电缆沟处之间充沙3m。3.变配电室4.照明说明照明方式一般照明照明种类正常照明及应急照明灯具室外室内防爆灯具一般灯具照明供电及控制变配电室及装置区采用等电位连接接地系统(含静电接地和工作接地),自控设备采用独立低压配电系统是整个电力系统的一部分。电力系统是指通过电力网把发电厂和电气用户连接发电厂电气用户发电厂图2.1电力系统方框电力网是由各种电压等级的输、配电线路和各种等级的变、配电所组成，其中，担负输送电能的、电压等级在35KV及以上的线路叫输电线路；担负分配电变电所；安装有配电装置担负分配电能任务的叫配电所；两者兼有的则称为变配电所。配电所和配