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。
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
