年处理量4000吨纯度95wt以上异丁烷生产制冷剂级异丁烷纯度9996wt装置工艺操作规程标准技术.docx
《年处理量4000吨纯度95wt以上异丁烷生产制冷剂级异丁烷纯度9996wt装置工艺操作规程标准技术.docx》由会员分享，可在线阅读，更多相关《年处理量4000吨纯度95wt以上异丁烷生产制冷剂级异丁烷纯度9996wt装置工艺操作规程标准技术.docx（35页珍藏版）》请在冰点文库上搜索。
年处理量4000吨纯度95wt以上异丁烷生产制冷剂级异丁烷纯度9996wt装置工艺操作规程标准技术
第1章工艺概述
1：
装置简介
xx化工有限公司目前外采纯度95%wt以上的异丁烷生产制冷剂级异丁烷（纯度99.96%wt）,处理量4000吨/年，原料烯烃含量2%wt,水含量小于150ppmwt,硫含量小于5ppmwt,工艺流程如下：
来自罐区的异丁烷经过脱硫化氢、脱硫醇、分子筛干燥后，进脱轻塔T-104脱除轻组分，塔底物料进脱重塔T-105AB，脱重塔顶得到99.96%wt高纯异丁烷,总硫小于1ppmwt，水含量小于10ppmwt,塔底得到正丁烷及烯烃。
由于市场变化，难以采购纯度95%wt以上，且不带烯烃的异丁烷及丙烷，以后采购的原料中会含1-2%wt的烯烃，会影响高纯异丁烷及丙烷的纯度，因此拟通过低温饱和加氢的方式将烯烃转化为烷烃。
鉴于此目的，粤安化工希望尽量利旧原有装置，投资尽可能低的情况下对原有装置进行改造，生产制冷剂级丙烷（纯度99.96%）、制冷剂级异丁烷（纯度99.96%），两种产品间歇生产。
本装置由液态烃脱硫、脱水、加氢反应、分馏、过滤、储存、分装等主要生产单元和热油炉及导热油、制氢、循环水、氮气、仪表风、消防水、电器、通讯等辅助单元组成。
液态烃脱硫是脱除液态烃中的无机硫和有机硫，液态烃脱水是脱除液态烃中的游离水，加氢反应是脱除液态烃中的烯烃，分馏是以经过脱硫脱水加氢反应后的液态烃为原料，经过三塔（脱轻塔T104、脱重塔T105A、T105B）精馏后分离成丙烷、异丁烷、正丁烷、乙烷、戊烷等组分。
2：
原料及产品
原料为液态烃
产品为丙烷（R290）、异丁烷（R600a）、副产品为正丁烷（R600）
丙烷（R290）的纯度≥99.96%、主要用于家用空调、中央空调和大型制热泵中的制冷工艺。
因为没有制冷剂的国家标准，所以主要指标的生产按企业标准及客户的要求进行控制，保证产品达到质量标准要求，出厂合格率达100%
异丁烷（R600a）的纯度≥99.96%、主要用于无氟冰箱、冰柜、冷饮机和小型制冷设备，其次用于新型环保制冷剂的混配工艺。
正丁烷（R600）≥96%，主要用于新型环保制冷剂制作混配工艺
原料
序号
组分
组成（wet%）
1
乙烯C2
0.07
2
丙烷C3
95.00
3
异丁烷i-C4
3.37
4
正丁烷n-C4
1.51
5
戊烷C5
0.05
6
水H2O≤PPM
150
7
硫≤PPM
5
主要产品及产量表
序号
产品名称
单位
规格
数量（吨/年）
1
丙烷
吨
丙烷≥99.96%、总硫≤1ppm、水≤10ppm
3000
2
异丁烷
吨
异丁烷≥99.96%、总硫≤1ppm、水≤10ppm
3000
3
正丁烷（副产品）
吨
≥80%
30.5
3：
工艺原理
在脱硫塔T101采用W702型复合氧化物脱硫剂除去H2S，在脱硫塔T102中用W201型催化剂除去硫醇，在脱水塔T103中脱去水，在加氢反应器中反应脱去烯烃，在精馏塔内分馏，在过滤器中除掉二甲醚、甲醇。
脱硫工艺：
1脱硫塔T101：
1.1原料中的H2S在脱硫塔T101中采用W702型复合氧化物精脱硫剂将其脱除去。
反应原理：
MO+H2S==MS+H2O
MO+RSH==（RS）2M+H2OM代表金属
H2S元素硫与脱硫剂中的活性金属氧化物作用生成硫化物或硫酸盐、达到脱硫、防腐蚀的目的。
1.2使用条件：
A.空速：
气空速500-2000/H;液空速0.5-3/H
B.:
温度：
0-100℃
C.压力：
常压-8.0MPA
1.3注意事项
A.W702型复合氧化物精脱硫剂有效使用周期：
3M3，使用周期≥两年
B.W702装填高速Φ1000mmW702装填高度4000mm
2脱硫塔T102
1.1原料中的其他硫化物主要为硫醇，W201催化剂可催化氧化从脱硫塔T101出来的原料中的硫醇（包括甲硫醇（CH3SH））、乙硫醇（CH3CH2SH）等）。
反应原理：
原料中的硫醇在催化剂的作用下，被氧化成二烷基硫化物，达到脱硫的目的，反应方程式如下：
4CH4SH（甲硫醇）+MO2W201催化剂2CH3SSHCH2（二甲基二硫）+MO+2H2O
4CH3CH2SH（乙硫醇）+MO2W201催化剂2CH3CH2SSHCH2CH3（二甲基二硫）+MO+2H2O
甲硫醇沸点为5.9℃，二甲基二硫的沸点为109.7℃。
乙硫醇转化为二甲基二硫的沸点更高，他们在脱丁烷时会留在塔底，进不了异丁烷中，从未起到脱硫的目的
1.2使用条件
A.空速：
气空速100-1000/H;液空速0.5-3.0/H
B.温度：
10-90℃
C.压力：
常压-8.0MPA
1.3注意事项
A.W201型脱硫催化剂有效使用周期：
3M3，使用周期≥两年
B.W201型脱硫催化剂装填高度Φ1000mmW201装填高度4000mm
脱水工艺
1.1脱水塔实际上是一个接触塔，脱硫后的混合烃从下部进入脱水塔T103，本工艺采用4A分子筛干燥脱水，分子筛脱水是传统的方法，由于原料烃中含水量较高，脱水为间歇操作，故多做一点比较好。
分子筛的表面结构有很强的亲水性，对乙醇和其他的有机物以及酸气如H2S和CO2也有很强的吸附性。
4A分子筛干燥脱水几乎可以100%从气体中脱出，5A分子筛用来吸附H2S和CO2
1.2用量及使用周期：
4A分子筛有效使用周期：
5M3按20%水容计算使用过期为两年
（用过的分子筛可以运回厂家再生）
1.3装填高度：
脱水塔T103Φ1000mm4A分子筛装填高度4600mm
制氢加氢工艺
1.制氢工艺
甲醇裂解制氢技术早已成熟，由于水电解制氢设备费用昂贵，耗电量大，氨分解制氢仅对氢氮混合气的制取有明显的经济效果外，而甲醇裂解在某些用氢场合又显得有特殊的经济效果，甲醇是石油化工的一种产物，目前市声上供应比较充足，价格明显低于液氨，而且运输、储存比较方便和安全。
因此甲醇裂解制氢逐步大量推广，有广阔的前景。
1.1工艺原理
甲醇分解、转化来自原料液储罐的脱盐水与甲醇经计量泵、流量计、混合后，用进料泵加压后送入换热器，在换热器中原料液与分解气进行热交换，升温后进入汽化器，在汽化器中甲醇和水继续气化并过热，然后过热的混合气体进入反应器，反应温度为220－280℃，在催化剂的作用下同时发生下列分解和变换反应：
分解反应：
CH3OH→CO+2H2+90.7KJ/MOL
变化反应：
CO+H2O→CO2+H2－41.2KJ/MOL
总反应：
CH3OH+H2O→CO2+3H2+49.5KJ/MOL
总反应是吸热的，反应器和汽化器所需的热量由甲醇氧化供热系统供热。
从反应器出来的分解气（主要是氢气和二氧化碳气体）在换热器中与进料进行热交换，然后输出到变压吸附装置。
在变压吸附装置中，氢气与二氧化碳进行分离，氢气纯度可达到99.99%，然后提供使用。
1.2工艺流程
1.2.1甲醇重整制氢
原料甲醇和去离子水分别来自罐区和水处理，送至甲醇罐和去离子水罐，按甲醇和水的比例经计量泵计量，送至换热器然后进入气化过热器，由甲醇氧化供热系统加热成接近反应温度的醇水混合气体，进入反应器壳程，由下至上经过反应器的催化剂床层，在催化剂的作用下，一定的反应条件下，发生甲醇裂解反应和二氧化碳的变换反应，从而完成了甲醇和水生成重整气（H2+CO2）的反应过程，反应为吸热反应。
由反应器下部出口导出的重整气，其温度仍接近反应温度，进入换热器，与来料甲醇和水进行换热以提高热利用率，然后进入氢气冷却器将氢气和二氧化碳冷却成常温气体后，进入变压吸附设备。
1.2.2甲醇氧化供热
甲醇氧化供热系统的主题设备由三部分组成。
在设备的最底部是甲醇氧化加热器，他存在两个进气口，其中一个进气口是燃料综合器进口，综合气包括已经被加热的甲醇蒸汽和来源于变压吸附系统中含有部分氢气和二氧化碳混合气。
另外一个进口是已经被加热的空气进口。
甲醇蒸汽、氢气与空气中的氧气在甲醇溶液蒸发器的管程混合，同时在催化剂的作用下进行反应，并放出热量。
在甲醇氧化加热器的上部是甲醇溶液蒸发器，他的作用是利用甲醇氧化反应的热量对燃料甲醇蒸发。
在甲醇蒸发器的上部是甲醇重整反应器，他的作用是利用甲醇氧化反应的热量保证甲醇重整反应进行。
1.2.3变压吸附制氢设备
工艺为五塔三次均压真空解吸氢气纯化工艺流程，由四台吸附塔和一台缓冲塔组成。
无它三次均压变压吸附原理，即每一个吸附塔在一次循环中均经理如下九个步骤：
1吸附2一次均压3顺向放压4二次均压5逆向均压6冲洗7一次升压8二次升压9最终升压。
四个吸附塔在执行程序上的安排是相互错开的，构成一个闭路循环，以保证重整气连续输入和产品氢气的不断输出。
整个过程是由电脑控制的28个气动角阀2只背压调节阀和一只电磁阀来实现。
缓冲塔中逆放气和真空泵抽出的解析气介入甲醇氧化供热系统替代部分燃料甲醇。
2加氢工艺
2.1工艺原理
原料在饱和氢环境和一定温度和压力下，其中的烯烃和氢气在催化剂的作用下反应生成烷烃，从而除去原料中的烯烃
2.2催化剂
催化剂通常由一种载体（碱土氧化物、氧化铝、氧化硅、氧化镁……）及其上所沉积分散极细的一种或多种金属所构成。
此金属总是对催化剂起决定作用，载体（与其化学性质有关）也经常具有催化作用。
催化剂并不消耗，但可被原料中的杂质或化学反应产生的某些产品（如催化剂上形成的聚合物或焦炭沉积物）所失活。
饱和加氢催化剂采用山东绿星催化科技有限公司开发的饱和加氢专用催化剂。
表2-1饱和加氢催化剂物性指标
指标
项目
质量指标
HSA-401饱和加氢催化剂
LBP-401加氢保护剂
外
观
颜色及形状
灰褐色，三叶草条状
白色，三叶草条状
外形尺寸，mm
（2.0～3.0）
（3～15）
（2.0～3.0）
（3～15）
破碎强度，N/cm
≥200
≥180
堆积密度，kg/L
0.80
0.05
0.80
0.05
质量组成
wt%
Pd
0.28
0.02
硅铝化合物
助剂
微量
Al2O3
余量
表2-2催化剂消耗量
序号
名称
首次装入量,kg
年消耗量，kg
寿命
备注
1
催化剂
560
6年
2
保护剂
150
6年
2.3化学反应
CH3-CH=CH2+H2CH3-CH2-CH3
CH3-CH2-CH=CH2+H2CH3-CH2-CH2-CH3
CH3-CH=CH-CH3+H2CH3-CH2-CH2-CH3
CH2=C（CH3）-CH3+H2CH3-CH（CH3）-CH3
异丁烯异丁烷
2.3工艺参数
H2与烯烃的摩尔比：
5－10MOL/MOL
液相体积空速（LHSV）:
2－5H-1
温度：
40－70℃
压力：
1.8－2.2MPA
2.4工艺流程
原料自T103与来自界区外的氢气混合进入E1101，由导热油进行加热后，进入混合器M101充分混合，由底部进入反应器R1101中进行加氢反应，反应后的气体从顶部进入冷凝器E1102冷却后，进入V1101，液相由泵P1102抽出进入脱轻塔T104。
V1101不凝的混合气体大部分经气压机C1101压缩后进入V1102,其中V1102液相重新回流至V1101，气相中含有大量的氢气，重新打回M101，继续参与反应，混合气体的一部分经过FV1102至燃料缓冲罐作为热油炉燃料。
精馏装置
1.1本装置由三个塔以及相连的设施组成，脱轻塔T-104，脱重塔T-105A、T-105B
A种原料（95%异丁烷）
原料从泵P-1102进入原料预热器E-101，用导热油预热到50±1.5℃，进入T-104，入口温度为50℃，压力2.1MPA，塔底再沸器E-102有导热油炉供热（油温在85℃-98℃）.从脱轻塔顶出来的气相物料主要为丙烷、乙烯、异丁烷等的混合气体，此时塔顶温度为50℃-80℃。
压力为1.4-1.7MPA,塔顶气相经塔顶冷凝器E-103冷凝回流后（温度：
33－40℃），进回流罐V-101分离，一部分气体未被冷凝，主要是丙烷、乙烯类小于碳四的气体，此时未被冷凝的气体温度为59.3℃，压力为1.85MPA。
经丙烷冷凝器E-104继续冷凝（温度：
33－40℃）成液体，温度为51.8℃，压力为1.8MPA。
液体组分为：
乙烯、丙烷、异丁烷、正丁烷（微量），进入丙烷产品罐。
回流罐V-101内被冷凝回流耳朵液体，主要成分是异丁烷、正丁烷等液体，被塔顶回流泵（泵压：
2.69MPA）又抽回脱轻塔T-104塔底产品（塔底产品主要是异丁烷和正丁烷，还有少量的戊烷等，为大于碳三的气液混合相），经塔顶再沸器E-102加热到106℃，进入再沸器的液体温度为97.7℃，压力为1.93MPA。
液体组分为丙烷（0.0004%）、异丁烷（98.373）、正丁烷（0.052%）。
经塔底再沸器E-102汽化蒸汽的气体温度为：
97.7℃，压力为1.925MPA。
气体组分为丙烷：
0.0006%、异丁烷：
98.612%、正丁烷：
1.36MPA、戊烷：
0.0252%。
到此脱轻塔就分馏出来的轻烃组分，轻组分主要是丙烷产品。
脱氢后物料从脱轻塔T-104底部出，进入脱重塔T105A（脱重塔过高，分为两段脱重塔T-105A/T-105B），此时塔顶的气体主要是异丁烷、正丁烷的混合物。
脱重塔T-105A塔顶气体温度为：
50－80℃，压力：
0.7－1.0MPA混合气体进入脱重塔T-105B塔内，脱重塔T-105B的压力为0.75MPA，温度为：
53.077℃。
此时脱重塔T-105B顶部的气体主要为：
丙烷：
0.0004%、异丁烷：
99.9994%。
正丁烷：
0.0002%。
气体经过塔顶分凝器E-107和塔顶全凝器E-108冷凝后，冷凝回流液体混合后温度为：
40.000℃、压力：
0.7MPA。
冷凝回流液体组分为：
丙烷：
0.0004%、异丁烷：
99.9994%、正丁烷：
0.0002%。
液体进入回流罐V-102，由塔顶回流泵P-1103抽出，一部分液体产品进入后续净化装置，一部分液体产品又回到脱重塔T-105B，此时就分馏出了含量达标的异丁烷产品。
脱重塔T105B底部的混合相，被塔底回流泵P-105（泵压：
2.28MPA）又抽回到脱重塔T-105A，脱重塔T-105A的塔底经塔底再沸器-105加热后，塔底再沸器E-105汽化蒸汽温度为69.63%，压力为：
0.805MPA。
气体组分为：
异丁烷：
0.7818%、正丁烷：
97.6299%、戊烷：
1.5883%。
塔底再沸器E-105的液相温度为：
69.850℃、压力：
0.805MPA。
组分为：
异丁烷：
0.6016%、正丁烷：
96.2112%、戊烷：
3.1873%。
经塔釜出料冷凝器E-106（温度：
33－40℃）冷却，进入产品正丁烷罐。
此时就分馏出了正丁烷产品（含戊烷）
残夜由泵抽出到残液管。
B种原料（95%丙烷）：
暂缺。
辅助循环系统
1.1导热油单元
本装置的导热油循环系统主要为塔底再沸器提供80℃左右的导热油，以及冬季装置控制室、工艺管道、设备的伴热用，热油回油温度为65－73℃，热油出口温度控制在73－85℃，经再沸器等加热设备去热后的热油以循环使用。
1.2循环冷却单元
循环冷却水从装置外俩，进入装置后，分别进入各冷凝器做冷却水，各冷凝器回水汇集后又返回，循环使用。
1.3氮气和风：
空气由三台空压机压缩后，进入集合管，并经过粗过滤器过滤后，进入冷干机，脱去空气中的水蒸气，再由精过滤器过滤进入空气储罐，分为两路，一路作为仪表风去向装置，一路进入变压吸附装置，制成氮气进入氮气缓冲罐，经由分析仪分析，合格后进入氮气储罐，从储罐去往装置。
第2章操作指南
2.1.1脱硫操作原则
脱硫包括：
脱硫塔T-101应W702脱硫化氢、脱硫塔T-102痛W201脱硫醇俩部分。
脱硫塔操作要严格执行岗位操作指南，脱硫塔界面、原料液流量。
塔内压力。
液态烃量要保持平稳，调节幅度要小。
脱硫塔塔底界面严格按工艺指标控制，严禁出现空或满。
加强残夜的回收，进行较大的调节要事先与个操作岗位人员取得联系；出现不正常操作情况时，要及时向领导通报。
A）温度：
不高于40℃
B）催化剂浓度：
100－300PPM
要求原料中碳二以下和碳五以上组分均不大于1%。
2.1.2脱硫塔T101压力
控制目标：
保持整个脱硫系统稳定的压力，同时维持气分系统稳定的压力。
控制范围：
压力：
2.7－2.8MPA、温度≤50℃
相关参数：
塔的液位、压力
控制方式：
一般情况下通过调节塔压力控制阀的开度，来控制塔的压力，气分液面、压力过高，也会引起压力上升。
正常操作
影响因素
调整方法
界面过高、淹塔
开大塔底外放降低液面或者减少原料量
操作调节幅度大
平稳操作，精心调节
界面压控阀失灵
改手动控制，并联系仪表维修
异常操作
现象
原因
处理方法
脱硫塔T-101压力高，压控阀已全开
加工量过大，气分加工不了，脱硫塔T-101液面过高憋压
脱后液态烃一部分
液态烃中碳2含量过高
卸压力
2.1.3脱硫塔T102压力
控制目标：
保持整个脱硫系统稳定的压力，同时也维持气分系统稳定的压力。
控制范围：
脱硫塔T-102压力为：
2.6－2.7MPA、温度≤50℃。
相关参数：
脱硫塔T-102液面
控制方式：
一般情况下通过调节脱硫塔T-102压力控制阀的开度，来控制脱硫塔T-102压力，气分脱硫塔T-102液面、压力过高，也会引起脱硫塔T-102压力上升。
见表如下
正常操作
影响因素
调节方法
压力高
开高压或低压，卸压力
液面过高憋压
提T-103进料量或开不合格线降压
压控阀卡
该压控阀副线调节，联系仪表维修
异常现象
现象
原因
处理方法
脱硫塔T-102压力高，压控阀已全开
加工量大，气分加工不了，T-102液面过高憋压
脱后液态烃一部分
液态烃碳2含量高
开脱硫塔T-102高压或者低压，卸压力
脱硫的影响因素
影响因素
调节方法
原料总硫高
及时更换催化剂，提高塔的流通量
处理量过大
降量或者采取如上方法
催化剂浓度低
加催化剂
操作波动大
平稳操作
分析数据有误
正常取样，联系化验室复查
原料中硫醇性质发生变化
联系厂家有关部门，改善原料性质，或适当降低加工量
2.2液态烃分馏操作指南
2.2.1操作原则
影响分馏效果的主要因素：
温度、压力、液面、流量。
其中，压力和温度对产品质量的影响最大。
产品的质量由塔顶回流比和塔底再沸器的热量调整。
2.2.2塔的压力
分馏塔的压力波动，直接影响该系统温度、流量、液面波动不稳，造成操作紊乱，产品质量失控。
所以，压力是搞好平衡操作，保证产品质量的主要矛盾。
分馏塔的压力主要取决于塔顶产品组成以及冷后温度，恒定压力的基本方法有
A.稳定进料量、回流量、塔底温度和空冷负荷，使塔顶产品具有一定的冷后温度，以保证塔顶与回流管质检的恒定压差。
B.注意前塔操作，防止轻组分大量带入本系统
C.一般情况下，任何一种调节幅度都不能过大，尤其是塔底温度提降幅度不能过大。
D.保持塌地和回流罐液面在一定范围。
E.必要时启用回流压控阀，保持塔顶与回流罐之间的压差。
回流比的大小对分馏塔的操作也有较大影响，回流比过大或过小都会造成塔顶、塔底产品的分离达不到所需要求。
回流比过大，则其他条件不变情况下，塔底产品会变轻，塔顶产品采出量减少，塔的处理能力降低，由于回流比的增大，塔内蒸汽线速提高，超过一定值产生雾沫夹带现象，使塔板效率降低，使塔顶、底产品质量变坏。
回流比过小，塔盘液层高度不够，气液两相传质、传热效果不好，使塔顶、底产品分离度同样达不到所需要求。
因此，回流比必须严格执行工艺指标。
回流温度过高。
过低也影响塔盘效率，因此操作中要保持适宜的冷后温度。
2.2.3塔的温度
脱轻塔T-104温度稳定，保证脱轻塔T-104向脱重塔T-105A进料稳定。
控制范围：
T-104的低温97-107℃
相关参数：
导热油温度，返回的导热油流量
控制方式：
主要通过调节塔底重沸器热油流量来控制塔底重沸器出口物料温度的高低，从而控制塔底温度。
关键是不能把C3以下的组分带到脱重塔。
正常操作
影响因素
调节方法
导热油的温度和流量的影响
控制高导热油温度和流量，导热油升温要缓慢，提降温度要微调
塔压力波动
调整操作，保持塔压平稳，或手动控制导热油的温度
进料温度的变化
控制温度在规定的范围，进料温度上升（下降），则减少（增加）塔底热
进料量的变化
平稳控制进料量，提（降）进料量，增加（减少）塔底热源
进料组分变化
组分变轻，降塔底温度；进料组分变重，特别是带太多C4则提高塔底温度
冷后温度，回流量变化
调整冷后温度和回流量在规定的范围，保证全塔热平衡
塔底液面满或空
调节进料量，或塔底产品外甩量，保持液面在规定的范围内
异常操作
现象
原因
处理方法
塔底温度大幅波动
导热油大幅波动
平稳导热油温度
波动幅度不大，波动频繁
塔底温度控制或热油控制失灵
改手动控制
2.2.4脱重塔T-105A底温
控制目标：
丙烷馏出口纯度≥80℃（V/V）
控制范围：
底温68-69℃
相关参数：
导热油温度，返回的导热油流量
控制方式：
主要通过调节塔底再沸器来控制塔底物料温度的高低，从而控制塔底温度。
正常操作
影响因素
调节方法
导热油的温度和流量的影响
控制高导热油温度和流量，导热油升温要缓慢，提降温度要微调
塔压力波动
调整操作，保持塔压平稳，或手动控制导热油的温度
进料温度的变化
控制温度在规定的范围，进料温度上升（下降），则减少（增加）塔底热
进料量的变化
平稳控制进料量，提（降）进料量，增加（减少）塔底热源
进料组分变化
组分变轻，降塔底温度；进料组分变重，特别是带太多C4则提高塔底温度
冷后温度，回流量变化
调整冷后温度和回流量在规定的范围，保证全塔热平衡
塔底液面满或空
调节进料量，或塔底产品外甩量，保持液面在规定的范围内
异常操作：
现象
原因
处理方法
底温大幅度波动
导热油温度大幅度波动
平稳导热油温度
波动幅度不大但频繁
塔底温控阀或导热油温控失灵
改手动控制
2.2.5脱重塔T-105B顶温
控制目标：
T-105B顶异丁烷出口馏出口纯度≥99.9%（V/V）
控制范围：
脱重塔T-105B顶温40-53℃
相关参数：
脱重塔T-105B顶压，冷却水温度，塔顶回流量
控制方式：
主要通过控制冷却水后的流量和温度，及回流比来控制塔顶温度。
塔顶压力；塔顶温度的高低，塔底温度的高低，塔顶带正丁烷的多少也影响塔顶温度。
正常操作
影响因素
调节方法
回流比大（小）
降低（提高）回流温度
塔顶温度高（底）
降（升）塔底温度
塔压力波动
调节冷却水的温度和流量，控制塔压与回流罐压力差0.4-0.6MPA
塔顶组成发生变化
根据实际情况，降低底温液面，塔顶压力，或提回流比，减少塔正丁烷量，要根据脱重塔T-105B顶温度变化情况提前调节
回流温度高（低）
降（升）塔底温度
异常操作
现象
原因
处理方法
顶温快速上升
冷却水中断
快速降低脱重
升级会员 