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真空再拉高点，拉到-96kpa

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尽心 发表于 2017-6-30 11:26
因为是外回流，真空表在冷凝器之前，显示93，其实冷凝器后，真空泵头已经98了

泵头的不管啊，泵头的又不是塔顶的，你这塔顶还没到设计压力呢

楼主能分享下你的PID图吗？这里真空塔顶－93kPa应该是指的表压吧？是的话真空度够低了。

没有塔内的温度分布么，进料的温度是多少度

你的蒸汽使用设计值和实际值差异大吗？

看数据应该是热虹吸换热器没有循环（分析:1、塔顶塔底没有压差，说明塔底没有蒸发量；2、常开疏水阀旁路塔底温度会降低，说明此时塔底开始有加热）
解决办法:1、可能蒸汽温度过高，使加热器上段过热形成气堵，降低蒸汽温度或等换热器充满物料后再开蒸汽
             2、增加塔底强制循环泵

蒸不出物料，明显塔无热量供应，就是说热虹吸再沸器无循环，把塔液位抬高些试试。

塔釜温度140℃，真空-90KPa

如果上述条件是楼主的设计参数，那么你现在的现场实测温度塔釜152℃显然已经超过了设计温度12℃之多，而塔顶真空度-93kPa，真空度高于设计值，温度120℃又低于设计值。。从这个现象看，你们的进料有偏离设计组成可能性很大，塔顶真空度高，温度比130低还好解释，但塔釜真空度高于设计值，温度应该更低才对，高出设计值12℃，说明你们进料的重组分偏多了，而且很不幸这个重组分是比C分子量更大，沸点更高的东西。。当然了，这样的组分多了，自然轻组分A就少了，分离难度会加大。此时应该略微提高点塔釜蒸汽压力，强制提高温度差，加大蒸发强度，你们的这个C或者比C更重的D这些玩儿要结焦吗？如果是那就比较惨点。。。从现有的现象看，应该是A组分偏少，未知重组分的增加导致分离难度加大所致。建议做下进料的全分析。。。切记不要只分析ABC，有没有DEF其他组分的可能。。

进小流量，回流会多1m3/h；


进料减小，回流反而多，说明塔釜汽化量不足，热源不足，那你就该进一步减小进料量，或者加大蒸汽，设计院给你们增加了40m2，这个增加如果是管长不变，单纯增加管数，那就然并卵咯，换热面积的增加也是有技巧的，尤其是高真空下的热虹吸再沸器，前面海友提到的适当提高液位也可以试试，但估计用处不大。


再者，你们不是拆下过一台再沸器吗？看看里面堵不堵啊，结垢怎么样啊？？这都是可以做的工作。。


估计最大的可能出在你们的进料组成上，可能忽略了未知的高沸点组分。。。

常开疏水器旁路，这时候会有蒸汽从旁路过去，取得是蒸汽的显热，供热不足，塔釜温度当然会降。从你说的这些情况来看，我认为主要是塔底取热不足，造成取热不足有很多原因，虹吸不够，塔底液位不够或空，此时蒸汽的热量取不出来，此时表现为塔底温度虚高。你看看返塔线有没有温度指示，如果返塔温度比塔釜温度高很多，就是塔底空了，适当降低一下塔底排出量，校对塔底液位。如果塔底蒸汽热量取不走，再大的重沸器也是没有用的。

“设计院一位老人家来说设计140，就是让A沸腾就可以了，B不用蒸起来，你们能蒸到152证明蒸汽是够的，B都被加热了.

老人家这话，对常压下的精馏是对的，但对高真空下的精馏是不对的。。。这个152℃并不能真正保证你的汽化量，B的确是被加热了，但不能保证A全部给蒸出来，因为沸点升，因为液位的高差，高真空下的精馏有很多因素要特别小心。。。

高真空精馏好多年不玩了，今天休息上来把楼主的帖子和回帖又仔细捋了一遍，说实话，第一次看此贴时就觉得你们这个“自然循环热虹吸再沸器”用在高真空精馏上就有些别扭，仔细看了又看，总感觉哪里不对劲。。

看设计院这位老人家的回答，结合自己原来的经验，给楼主提供一个技改的思路：

1.自然循环热虹吸再沸器其实并不适合楼主的这个分离体系，也许设计院经过仔细计算，原有工程实例参考等等而做出的设计没有大的失误，但从现场开车的情况看并不理想，大胆猜测一下，该设计院对高真空下的精馏——这个特殊的精馏体系，经验不多，确切地说，工程做得不少，但缺乏现场经验，也许以前玩过，玩过的项目和人都如过眼云烟。。。

2.楼主的这个工况，如果换做我设计，我会采用降膜再沸器+强制循环，理由其实很简单，拿楼主的实测数据来说，塔釜温度152℃，说明重组分有增加的可能，而重组分肯定是沸点偏高的，高真空下的精馏，再沸器环节要对液位引起的沸点升足够重视，1m的液位，就是10kPa的压力升，你的物料沸点其实也在升啊，塔釜真空度-92kPa，以1m液位计算，此时再沸器底部的压力其实是-82kPa左右，而这个真空度，只怕刚好就是你这个组成的泡点，换言之，再沸器的底部入口处以及离入口处不远的换热器管程，其实并没有汽化，随着液位的上升，才开始汽化，正常的热虹吸再沸器，以换热器管长而言，1/3是加热段（克服沸点升需要加热），2/3是汽化段，而再沸器的汽化特点恰恰是循环量大，汽化量小，比如正常的热虹吸再沸器汽化量不过5~12%，循环量（再沸器进口流量）如果是1t/h，那你的汽化量设计也就50~120 kg/h，再沸器不是一口大锅烧开水，是靠着不断循环的液体，少量的汽化带来密度降低构成的循环，而从楼主的种种描述看，你们的循环量不够，高真空精馏，本人设计过的热虹吸再沸器仅有一例，且汽化量取值为3%，后来工程实施时实在不放心，加了一台管道循环泵，从现场开车实际看，的亏加了这个泵，才构成了足够的循环和汽化负荷，不然不得被骂死，其他的一律都是降膜再沸器+强制循环，我不知道设计院的这个取值是多少，但从其采用热虹吸式再沸器的流程设计来看，是采用了常规设计了，估计是10%左右，如果是这样的话，你们开车出现的种种现象都好解释了，很简单，循环量不够，不仅是不够，而且差了好几倍！至少是两倍，高真空精馏的沸点升会造成再沸器加热段延长，汽化段缩短，比如标准再沸器3m管长，1m预热，2m汽化，你现在估计都倒过来了，所以最合适的应该是降膜蒸发，降膜蒸发可有效避免沸点升的问题，整个管长都是汽化段。。。。你们现在的再沸器，打个比方，就是一口锅，这个锅的面积是有限的，下面的柴火再大也没用，汽化量就这么大，要想把水敖干，要么把锅弄大，要么人工翻勺，锅加大了40m2，其实还没加够，不知道原来的面积是多大，要加，就得是原来面积的3倍才行，锅弄不大就人工翻勺咯。。。加循环泵就是翻勺，改降膜是把锅改薄，改平，做成煎饼的平底锅咯。。。

所以可行的技改方案很简单：

适当更改配管，增设强制循环泵，把现有自然循环热虹吸式再沸器改为强制循环降膜再沸器，请设计院出修改通知就可以的（有点伤面子，这个通知一出等于承认设计失误），再沸器你们也是现成的，从楼主的描述看，企业管理还是相当到位的，设计院的技术服务也还可以，楼主是位尽责细心的企业技术人员，所有这些都是实现技改的有理条件。

停车技改需要企业做出重大决策，其实技改本身工作量不大，无非是把再沸器进出口倒一下而已，降膜蒸发，进料是从上往下的，加台泵，改改配管，但影响生产等等这一系列的问题都来了。

如果不改，大约这个系统是没法开正常的，因为汽化量差太多，其实你们已经减小负荷了（估计你们现在的负荷，再沸器全开，最多进料量达到设计负荷的1/4~1/3设计负荷且塔釜产品不合格），万一哪天企业要加大产能，这个再沸器就是个瓶颈，全厂生产都因他而减小，必须改。加台泵，其实你们原来的再沸器肯定就够用了，泵的设计流量给你们一个建议值，是原设计汽化量的30~50倍左右。。。

比如你们的采出A量是1t/h，回流比1，那么上升蒸汽量是2t/h，那么你这台强制循环泵该选60~100t/h的泵，再大点，比如150也可以的，这个可以让设计院以降膜再沸器的形式加以选型，对他们而言应该是小问题咯。


如果俺还在设计院干活的话，出通知改降膜是不干的，但出主意让业主增加一台循环泵啥的还是可以的，这也是不是办法的办法了，动静小花费少，效果比现在肯定也好很多。。

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你的蒸汽温度是多少度？或者蒸汽压力如何？上述的“沸点”是在工况下的沸点，还是标况下的沸点？混合物的汽化温度可不仅仅是个别物质的沸点了。

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进料量大，明显加热不足。

回流量、真空度、设备这三个地方

基层技术人员的无奈，同时也是给予深入探究深层技术的机会，就看你咋理解啦