250×104吨/年重油催化裂化联合装置BELCO烟气洗涤系统学习总结
（EDV?、PTU和DeNO x系统）
2014年2月7日
四川石化250WT/a重油催化装置烟气脱硫脱硝装置首开总结
1. 简单介绍：
四川石化250WT/a重油催化裂化装置烟气脱硫脱硝脱粉尘采用了贝尔格技术公司（BELCO?）设计了命名为EDV?全套的气体净化系统技术。该技术总投资1.2亿元，是目前炼油厂普遍采用的较为成熟的烟气净化技术。
1.1 颗粒物脱除
烟气中含有的颗粒物绝大部分是FCC装置释放烟气携带来的催化剂颗粒。烟气中携带的固体颗粒可用冷却吸收塔（152-C-101）脱除。利用冷却吸收塔（152-C-101）内安装，位于G400型喷嘴下游的过滤模组（27）除去细小颗粒。
1.2 SO2/ SO3脱除
冷却吸收塔（152-C-101）为将SO2/ SO3吸收进洗涤液中提供了密集的气/液接触场所。洗涤液的pH值可通过添加来自装置碱液系统的碱液进行控制。
1.3 NOx脱除
臭氧注入到冷却吸收塔（152-C-101）的入口段。注入的臭氧氧化烟气中的NO x，将其转化为N2O5。N2O5结合烟气中的水蒸汽形成硝酸（HNO3）。以上这些变化发生在注入点到冷却吸收塔（152-C-101）入口段之间的区域。
接下来是反应区，烟气被四层雾化喷嘴（4）（每一层有三个雾化喷嘴）洗涤，用以吸收硝酸（HNO3）。这些雾化喷嘴同时从烟气中脱除的未反应的臭氧，完成NO x控制工艺的最后一步。
1.4 消除水雾
CYCLOLAB液滴分离器（9个）安装在冷却吸收塔（152-C-101）内，位于EDV?过滤模组的下游，用以除去外排烟气中残存的水珠。
1.5 水平衡和使用
添加补充水以补偿PTU单元排放排液以及急冷区域水的气化。完整的水平衡应包括了添加碱液和化学反应水。冷却吸收塔（152-C-101）的排液排放量用来维持洗涤液中亚硫酸盐/硫酸盐、氯离子和悬浮固体浓度低于设计工况下的规定值。在异常工况下，会产生催化剂颗粒超量携带，PTU单元的排液排放量应大
幅增加以尽可能快的降低悬浮固体颗粒的浓度。
1.6 排液处理单元
EDV? 冷却吸收塔（152-C-101）排放的排液作为急冷水泵(152-P-101A/B/C)出口支流被送入PTU单元区域澄清器(152-V-201)。在废液进入澄清器前，使用絮凝剂计量泵(152-PK-201)加入絮凝剂以加快催化剂颗粒的沉淀。澄清后的清液以重力流入到氧化罐(152-V-203A/B/C)中。取决于澄清器(152-V-201)固体床厚度，其底部的固体定时送入过滤箱中。排液沉淀以后，过滤箱溢流的滤液流入滤液池，随后被滤液泵(152-P-201)送回澄清器(152-V-201)中。
澄清器溢流液使用三个氧化罐（152-V-203A/B/C）串联处理，以降低排液的COD（化学需氧量）值。由两台氧化风机(152-K-201A/B)中的一台供给低压风与澄清液接触以实现氧化过程。在每一个氧化罐中，使用搅拌器(152-M-201A/B/C)搅拌以获得湍流的气液混合区域。以每一个氧化罐的pH分析值为基准，将碱液添加到每个氧化罐中以维持最优的氧化条件。排液从氧化罐(152-V-203C)流入排液罐(152-V-204)中，在最终排放前，使用排液泵(152-P-202A/B)泵送入排液冷却器(152-E-201A/B)进行冷却。
图1 四川石化重催DCS烟气脱硫总貌截屏
2. 设计及实际运行情况：
2.1 FCCU烟气条件
下表为四川石化提供给BELCO?的最大工况和正常工况的流体信息。
注释/说明：
a. 标准状况（Nm 3）定义为0?C 、101.325 kPa 。
b. 对于典型的FCCU 装置，BELCO?定义来源NO x 组成为95% NO 、5% NO 2。
c. 装置开工后一直没有做全分析，因此数据不全。 2.2 LoTOx?冷却吸收塔（152-C-101）出口条件
表2.2 LoTOx?冷却吸收塔（152-C-101）设计出口条件
2.3 排放要求
EDV?湿法洗涤系统在如表2.1进料工况下操作时，设计满足以下性能要求：
表2.3净化烟气排放要求
表2.4 PTU部分废水液体及固体排液排放要求
备注：PH值如果按照最新指标控制（6.5~8.5），则不达标；
废水外排温度受换热冷却水温度限制，目前冷却水温度为19℃2.4 主要操作条件
3. 存在的问题和建议
1)采用此种工艺需要预先对补充水和紧急冷却水以及碱液进行分析,主要分析
项目包括PH值、COD、Cl-和悬浮物。分析目的在于控制外排滤清液的各指标含量和控制Cl-对管道的腐蚀情况。另，在设计时，出于部门考虑，最好选择干净的新鲜水，出于全厂考虑，可以选择硫磺回收装置酸性汽提水或双脱装置的碱性废水。
2)P101ABC、P102AB、P202AB密封冲洗水现使用除盐水，压力为0.45MPa，而
P101ABC出口压力为0.47MPa、P102AB出口压力为0.75MPa、P202AB出口压力为0.4MPa，将导致密封冲洗水无法进入机泵密封腔或者流量较小，因此建议在除盐水管线增加出口压力1.0MPa，流量10 m3/h的管道加压泵。该项需重视，因为在正常生产时烟气中含有催化剂，烟气温度高，若冲洗水不能进入密封腔，将会损坏机泵。
3)鉴于四川石化现在烟气脱硫臭氧发生器用氮气管线自催化裂化氮气总管单向
阀前引出，但是这只能防止催化裂化装置内干气窜入氮气管网，而不能防止外管网的高压干气进入公司氮气管网。若干气与氧气接触，将会发生爆炸的严重后果。因此，安全起见，N2线应走专线，即自空分装置出口氮气管线引专线至烟气脱硫臭氧发生器避免有相连轻烃管线相连、泄露，引发安全事故。
4)四川石化烟脱现有1台流量为5.88 m3/h滤液泵。若两器发生跑剂情况，则澄
清器底部催化剂床层升高，需要加快澄清器泄放频率，此时5.88 m3/h的滤液泵不能及时泵送滤液池存水，将造成滤液池溢流污染装置地面。建议我们在选择滤液泵时考虑设置为流量25 m3/h的泵。
5)在碱液管线选择方面，建议碱液管线尽可能要比设计管线内径大些，避免碱
液结晶堵塞。另由于我们最低气温不会低于20%碱液的结晶点，因此可以不用考虑增加热水伴热。
6)安装过程中，需要进入循环冷却塔中实际测量塔内喷头的角度，保证喷流效
果，避免出现烟气沟流情况。
7)塔底的溢流口其高度最好与DCS液位指示一致。四川石化冷洗塔底液位达到
32%时，浆液就会溢流至紧急泄放池，当然也可通过仪表迁移解决这个问题。
8)紧急泄放池泵P-103现有流量为8m3/h，但是若紧急泄放管线及定排罐排水
管线来水量过大，则不能及时泵送紧急泄放池内存水。因此我们采购30m3/h 的排水泵较为合适。
9)四川石化的紧急泄放池内泥浆，通过隔膜泵送到澄清池，我们可以考虑将紧
急泄放池内浆液通过泵送回塔内。
10)泥浆泵和模块循环泵选择。建议尽可能选择密封性和耐磨程度较好的凯斯比
（KSB）机泵。
11)泥浆泵入口过滤器选择目数不易过大，70目或者100目即可，水冲洗阶段需
要定期切换机泵，泵常出现突然抽空情况，正式开车后，锦西石化和四川石化均将机泵的入口过量器骨架和滤网拆除。
12)PH计准确性非常关键，正常生产中通过PH值控制注碱量，PH计的准确性尤
为重要，建议我们装置在上PH计时要增上保护套，在装置开工初期由于四川石化将PH计投用过早导致PH计损坏较多，建议我们在开工正常投用PH 计。除此之外，最好将PH计设置冲洗水，对PH计进行在线冲洗，防止PH 计表面附着催化剂导致测量不准确，四川石化就出现这样问题。并且将PH 计进行清洗并标定作为每周的例行工作，通过生产观察PH计准确性较差。
13)液位计需要设置冲洗水，防止催化剂堵塞引压点，由于冷却吸收塔无现场液
位计，因此设置冲洗水是必要的。
14)四川石化烟脱澄清池电动耙子未设置停机远传信号，当电动耙子停运时，内
操不能及时发现，导致催化剂沉积底部，继而由于扭矩增加耙子较难启动。
15)臭氧发生器的工况重点关注其入口混合气露点温度，2014年1月6日化验分
析露点温度为-65.3℃，实际生产中要求其露点温度＜-50℃。保证露点对臭氧收率的影响。
16)碱液管线建议多增加冲洗水，压力高，管径大，便于处理碱液堵塞问题。
17)氧化罐顶部需要开观察口，便于观察搅动情况，另氧化罐需要增加玻璃板液
位计，便于核准其液位。
18)在谈判时要明确絮凝剂和凝结剂助剂的使用量、厂家、助剂量大小。这部分
对生产运行成本有一定影响。
19)认真落实“三查四定”工作。认真落实管线设备安装。四川石化开工前期出
现冷洗塔底部和中部模块注碱管线、流量计、控制阀安装错误问题，注碱量设计塔底注碱3000kg/h，过滤模组设计逐渐300kg/h。
20)滤布目数通常选择550~600目，保证过水不过粉即可。铺设滤布时应沿槽车
壁面铺设，避免水冲击后将滤布冲碎。四川石化选择的为500目滤布，实际运行效果来看，其寻则的目数偏小，有催化剂细分通过。
21)滤渣排出电磁阀开关时间主要由浆液的浓度而定，这个需要人工确定，开启
时间和排渣时间。对于阀动作不到位的情况要及时处理。
22)通过臭氧发生器单试数据显示，机柜温度和电源温度是制约其负荷的根本问
题。通过单试结果来看，三台臭氧发生器设计负荷为570KW，实际运行中受到除盐水换热温度的影响，待提高臭氧发生器B负荷至350KW时，机柜温度和电源温度联锁停车，鉴于此，我们可以从两个方面入手解决这个问题：1.
增加过冷水作为换热介质；2.增上机柜强制通风解决机柜内热量散失不出的问题。
23)澄清器底部管夹阀后管线为敞口硬管，在更换过滤箱时，需要将过滤箱移位，
四川石化为解决这个问题上了近百万的门吊，此项可以优化。建议在管线末端增加三通并配置阀门以便切换，并配置平台以便操作该阀门。而外送时则需要考虑是否选择联系吊车或是上门吊。
24)过滤箱周围现有围堰为东、南、北存在围堰，若过滤箱排液过快，而滤液池
排水不及时，过滤箱排液将会通过西侧流至催化裂化雨水管网。因此建议在过滤箱西侧增加坡形围堰，围堵液体的同时方便汽车进入。
25)烟脱顶部在线分析仪长时间检测数据不合格，经过仪表调校也无效果，由于
激光粒度分析受催化剂的影响较大，在选型时需要考虑选择测量较为准确的激光粒度分析仪。
26)通过实际确认，泥浆泵出口压力不足0.38MPa（正常压力应为0.47MPa，≤
0.63MPa），而洗涤喷嘴前压力为0.16MPa，不满足设计要求（0.25MPa）要求。
则在开工过程中，可以试验若喷嘴压力低于设计压力时，其喷淋效果需关注。
27)澄清池增加料位计，用于检测澄清池内催化剂沉积量，至于是否能够实现，
这需要仪表专业人员进行可行性分析。
3.开车过程
四川石化烟脱在开车过程中严格按照开车方案进行开车，开车过程个人认为需要把握注意一下几点：
3.1全面检查、三查四定
施工项目全面验收，重点检查设备安装、管线配管、施工现场清理、排水下水管路及明排畅通、现场仪表具备投用条件、孔板盲板正确安装
等是否严格按照设计进行施工，这一步是重点工作。对于发现的问题及
时反馈给施工方进行整改。对于实际不符合要求的及时与设计院和技术
厂家协商，同意后走设计变更。简言之，前期项目审查详细设计及施工
应严格把关，从而能够保证设备的正常投用及投用效果。
检查内容：现场及远传的压力表、液位计、温度计、PH计、在线分析仪安装；界区阀门及盲板状态；限流孔板安装；法兰垫片是否符合
规范；阀门、单向阀及调节阀正确安装；流量计安装；排水沟、下水井；
各机泵、过滤箱及滤布到位并按照要求规范安装；
3.2O2和O3管线酸洗脱脂
四川石化O
2和O
3
管线需要在安装完成后请专业公司进行酸洗、钝
化、吹扫，四川石化找的公司为上海蓝星公司。臭氧发生器设备内部管线出厂时是否已经做完了脱脂酸洗工作需要落实，四川石化的三台臭氧
发生器在出厂时已经做完了酸洗脱脂工作。O
2和O
3
管线调节阀、手阀不
可上油。测量元件（除孔板外）需落地更换为短节。
O 2和O
3
管线酸洗结束后，需要引N
2
进行爆破吹扫、气密，气密压力
为操作压力的1.15倍。爆破吹扫过程中，目测排气口无烟尘、杂物、水时，可用抛光木板上附着白色、密致、干净的织物置于排气口检查，5分钟内织物上无锈、无冲击痕迹、无水分尘土及其它杂物，即为合格。
3.3水冲洗、水联运
联系维保拆过滤模组循环泵及泥浆泵入口过滤器落地，冷却吸收塔收紧急注水线（紧急注水为新鲜水，补水线为酸性水汽提装置外排水，故四川石化引新鲜水），对冷却吸收塔及泵抽出管线进行逐条冲洗，待
冲洗水无焊渣、粉尘等杂物时，放水，回装泵入口过滤器，过滤器滤网（100目）保留。投用机泵密封注入水，启泵冲洗返回线。
启泵后应实时监控机泵运行状态，若机泵出现抽空情况，及时切至备用泵或停运，并清理入口过滤器，直至机泵长时间运转无抽空情况后，拆除机泵入口过滤器。根据设计调整进喷嘴前压力，控制急冷喷嘴阀门前压力至0.21MPa，洗涤喷嘴阀门前压力0.25MPa。
碱液管线水冲洗，控制阀和流量计试验。
四川石化使用的是硫磺回收引酸性汽提水作为补充水（化验分析数据PH：7.83，COD：4.0L，氯化物30.74，悬浮物：15），其化验分析数据表明可以作为补充水持续注入到滤行模块中。
澄清池、氧化罐、排液罐依次收水冲洗，采样观察无杂质后关闭放空，结束冲洗工作。
3.4检查喷嘴喷淋效果、封人孔
协同厂家、设计院、施工单位对冷却吸收塔各喷头的喷淋效果进行检查和反复确认，确认喷淋水幕均匀且覆盖整个截面。如不能达到要求则根据情况调整角度、压力等参数。此步骤尤为重要，烟气脱硫脱硝脱粉尘的效果主要受水幕的效果影响。若水幕不完整，则会影响洗涤和吸收效果。
3.5仪表联锁试验
联系仪表对联锁仪表进行测试（除臭氧发生器停机联锁外），主要测试联锁包括：紧急冷却水联锁（模拟信号）、冷却吸收塔低液位联锁（P101A/B/C本地手动，仪表给模拟信号）、排液罐低液位联锁（真实测试）、滤液泵自启动联锁（真实测试）、管夹阀联锁试验（真实测试，记录开启时间）、滤行模块低液位联锁（P102A/B/C本地手动，仪表给模拟信号）
3.6臭氧发生器、鼓风机、絮凝剂加注泵单试
四川石化烟脱臭氧发生器共三台，设计两开一备，由于四川石化臭氧发生器采用除盐水作为冷却介质。因此受至于汽包上水量限制（单台臭氧发生器耗水量约90t/h），因此对臭氧发生器单试的工作进展的较
慢。从试验的情况来看，受除盐水换热的效果限制，并没有达到设计功率，电源和机柜温度就已经超温（电源温度＞45℃，机柜温度＞60℃），臭氧发生器联锁功率清零。通过试验，A机最大功率为550KW，B机最大功率为350KW（机柜温度达到49.5℃，并没有超过允许温度，B机自停），C机最大功率450KW，厂家建议三台臭氧发生器均按照350KW运行。
絮凝剂罐应先收新鲜水，冲洗助剂罐，后启泵向澄清池内注水，确认絮凝剂注入正常。
鼓风机调试完成后，确认鼓风机油箱油位充足，盘车无杂音和异响，打开风机排放阀，打开风机冷却水阀，启动风机，打开风机出口阀，监控轴承温度，投用风机出口安全阀，关注风机出口压力，打开空气进氧化管器壁阀，启机向氧化管中通风曝气，确认氧化管顶部放空口排风，且三个氧化罐排风量均匀。
3.7PTU单元澄清池电动耙子、滤液泵单试
电动耙子、滤液泵送电后单试。
3.8絮凝剂加注
（冷却吸收塔进烟气前，絮凝剂加注正常，各循环外送流程正常。）联系厂家确定絮凝剂加注量及配比，确定其加注效果，四川石化采纳了BELCO公司的建议，选用的为亚士兰（ASHLAND）公司所产絮凝剂，通过实际运行情况看，排水中粉尘含量满足达标要求。
进烟气后，需要重点关注冷却吸收塔塔底排水（中间水）和外排水化验分析情况（中间水:PH：5.76 ；COD：31.75；氯化物：3.14；悬浮物：1097），并根据澄清池液位调试管夹阀排放时间和排放间隔。
3.9注碱系统投用
反再喷油前，需要投用注碱系统（过滤模组、冷去吸收塔底、氧化罐），根据试纸或PH计测量的PH值调整注碱量，前期运行阶段，需要PH试纸、PH计以及化验分析数据共同比对确认PH计的准确性。投用注碱系统前需要投用标定后的PH计。控制冷却吸收塔塔底水PH值为
7.0～7.5。控制排水PH值7.0～8.5（四川石化控制指标为6.5～8.5）。
3.10在线烟气分析仪投用
联系仪表投用在线分析仪。从目前四川石化的在线分析仪表数据显示，其数据的准确性有待确认。
3.11投用臭氧发生器、投用相关联锁。
目前四川石化臭氧发生器仅投用一台，按照150KW运行。根据实际情况，通过运行部同意后投用相关联锁。
4.催化装置烟气脱硫长周期运行中出现的问题
由于四川石化烟脱处于刚开工期间，为了了解烟脱长周期运行情况，特了解了金陵石化（50万吨/年，于2012年10月开工投产，烟脱同时投用）烟脱的实际运行情况，金陵石化与四川石化烟脱所采用工艺及流程与四川石化非常相近，烟脱在开工及运行过程中，操作整体上平稳，未出现大的波动及事故。现将金陵石化烟脱长周期运行中出现的问题汇总如下：
1)PTU单元氧化罐PH值控制不稳定
原因：因氧化罐搅拌电机运行不稳定，导致罐内鼓风机来的空气与氢氧化钠、亚硫酸钠及亚硫酸氢钠等接触不充分，氧化不够；
处理：处理使搅拌电机运行正常，PH控制平稳。
2)过滤模组段及管线、测点位置腐蚀严重（如下图，管线上白色处即为腐蚀点）
原因：PH控制过低，在6.5～6.8之间，呈弱酸性导致管线腐蚀；
处理：提高PH值控制范围，控制在7.5～8.5之间，腐蚀减轻。
图一管线腐蚀情况
3)排液罐液位控制不稳，容易发生冒罐现象
原因：正常生产时，因排液泵后过滤器堵塞（四川石化未设置过滤器），未及时反冲洗，则导致排液后路不畅，排液罐液位满；
处理：当过滤器堵塞时，及时反冲洗，保证絮凝剂加入正常。
5.联锁投用状态
6.控制阀投用状态
四川石化烟气脱硫部分紧急冷却水联锁、氮气保护联锁，滤液池液位、滤液管夹阀联锁、冷却吸收塔液位、过滤模组液位、排液罐液位均正常投用，补水进冷却吸收塔的流控阀与冷却吸收塔底液位串级投用，排液出装置流控阀与排液罐塔底液位串级投用，其它调节阀均投用自动或者手动，主要受PH计准确度影响，碱液控制阀均投用的手动，待PH计准确后可以投用自动或串级。由于在线分析仪分析的NOx数据不准确，因此，注入的O
量并没有投用串级。总得来说，四
3
川石化自控率还可以，影响自控率的主要因素是仪表分析数据的准确性影响。
鄂尔多斯联合化工有限公司60/104化肥项目 液氨站氮气置换方案 （编号ELAF-015-001） 编制：徐宝安 审核： 审定： 批准： 内蒙古鄂尔多斯联合化工有限公司 （合成氨分厂）
目录 1．编制依据 2．编制目的 3．氮置换具备的条件 4．人员准备 5．物资准备 6．氮置换步骤 7．安全注意事项
1.编写依据 PID流程图，操作原则。 2.置换目的 利用N2置换氨罐中的空气，是为了避免氨罐在首次引液氨时产生空气和气氨爆炸性混合物。 3.N2置换具备条件 3.1 有足够的低压N2。 2101FA/B已机械竣工，水压试验结束，设备、管道等按PID检查正确无误。 所有阀门、安全阀、仪表已检查和校验处在投用状态。 氨罐区公用工程系统已投用。 氨罐除锈及机械清扫工作结束。 4.人员准备 工艺人员: 4人 安全人员: 1人 检修人员:1人 指挥人员:1人 5.物资准备 见物资准备表 6.为了置换彻底N2置换分两个部分：第一部分包括2010FA/B、2101-F、 2101-C、2101JA/B/C等设备和管道。第二部分2101L。 6.1第一部分置换步骤 6.1.1关闭NH-0508-8″去尿素的截止阀，
6.1.2.关闭2101L入口阀，NH0546-4″、NH0545-4″、NH0519-1″、 NH0537-10″、NH0538-3″、NH0547-2″、NH0548-2″NH0543-4″、NH0535-1.5″上截止阀。 6.1.3.关闭SP501伐，NH0525-1.5″NH0507-14″NH0513-14″上截止阀。 6.1.4.打开NH0502-6″截止阀。 6.1.5. 打开电动阀MOV2007、MOV2009。 打开2101J/JA的进出口阀，最小流量线阀，泵公共出口阀。 打开NH2034-4″上去尿素的界区截止阀、止逆阀。 6.1.5 投用LI2009A、LI2010A、LI2011A、LI2012A，投用所有安全阀和仪 表根部阀。 6.1.6 打开2101FA/B底部的4″导淋阀，慢慢打开N2源截止阀，通过节流 孔板以300nm3/h的速度充N2到2101FA内，小心控制罐内压力不超过 0.005MPag，同样调节以300nm3/h充N2到2101FB内。 6.1.7 实行连续充N2，连续排放的方法进行置换，排放时，可在管路中所 有的导淋点排放（如2101FA/B进出口导淋，6″到尿素管线上导淋）和在PV2003处排放。 6.1.8 在连续排放时，在2010D顶部1.5″阀处取样分析O2含量。 6.1.9 在分析O2含量小于5%时，关闭排放点。 6.1.10 继续置换空气，直到从所有的排放点取样分析O2含量小于5%，N2 置换合格后关闭所有排放点，用PIC2003控制压力在0.00 5MPag。 6.1.11 N2置换合格后，用N2保持氨罐压力0.005MPag 24小时以上，以确 保在管道端点死角的剩余O2的扩散。 6.1.12 在氨罐内保持0.005MPag压力24小时，关闭4″导淋和充氮阀，每
在石油、化工、冶金、医药、电力等行业都大量应用循环水泵，其耗电量不容小视。对循环水泵系统进行节能改造，对企业降耗增效具有很大经济价值。 我公司长期致力于水泵系统节能服务，改造了数十台循环水泵，有丰富的实践经验和体会，在此和大家交流、分享。 我们把水泵系统节能原理概括为一句话，就是“用高效水泵在高效点工作，降低管路损失尤其是降低或消除节流损失”。 这句话包含了高效水泵（水泵效率）、高效点、管路损失三个关键词，也是水泵系统节能的三个关键点。 （1）高效水泵（水泵效率）：要节能，水泵效率必须高。水泵效率高低首先取决于设计水平，其次取决于制造精度和质量； （2）高效点：同一台水泵，在不同的流量点其效率是不同的，一般在额定工况附近效率最高，如果偏离额定工况较多，水泵额定效率即便很高，其实际运行效率也不高。 再延伸一点说，高效点还要考虑电机的负荷率和电机高效区，也就是说要使整个水泵系统总效率处于综合高效点。 （3）管路损失：管路损失要尽可能降低，尽量消除节流损失。 我们就是通过紧紧瞄准水泵效率、高效点、管路损失这三个关键点，对水泵实际运行工况进行科学分析和诊断，利用先进理论和科学方法，找出水泵系统存在的问题，有针对性地采取切实有效的措施，全面深入挖掘各项潜力，提高水泵额定效率、使水泵实际工作参数处于高效点、最大限度地降低管路损失，通过三方面的有机结合，实现节能目标，这就是我们
的节能原理。 我公司的具体节能措施有以下几点： 1、现场调研，正确诊断系统存在问题，有的放矢，精准确定设计参数。 2、凭借高超设计水平和节能理念，提高设计工况点的额定效率。 广泛学习和利用三元流等先进设计理论，结合CFD流场分析和动态模拟，瞄准特定工作范围，借鉴优秀水利模型，采用先进CAD设计软件，最重要的是我们有经验丰富的高级设计师，将几十年的设计经验和体会融入其中，使设计的水泵及叶轮效率接近特定工况的极限值，用高效水泵或高效叶轮（三元流叶轮）替换旧泵或旧叶轮。 3、消除工况偏移造成的效率低下。 普通水泵都是系列化定型产品，用适当间隔的有限的规格参数，来满足千差万别的工况，不可能针对某厂具体需要参数来设计制造。 水泵产品型谱的有限性和实际生产工况参数千差万别的多样性，必然会造成水泵性能参数和实际生产工艺需求及管路实际阻力之间的不完全匹配，这就导致水泵偏离高效运行区间；由于各种原因造成水泵负荷的变化也会导致水泵偏离高效区；这都会导致效率低下，造成能源浪费。 我们根据具体情况，采取各种措施消除工况偏移状况，使水泵重回高效区工作。 4、量身定做，专门设计制造，消除无用功耗。 设计院在工程设计时，一般没有对每台水泵的流量需求、管道阻力进行精确计算，普遍采用类比估算，为了安全可靠相对比较保守。
负离子乳胶漆的研究及应用进展 摘要：介绍了空气中负离子的作用、负离子乳胶漆释放负离子的原理和国内外负离子乳胶漆产品的研发进展。 关键词：负离子;乳胶漆;负离子涂料 室内环境是人们接触最频繁、最密切的地方，据统计，已发现的室内空气污染物有300多种。空气负离子是空气中的中性分子结合电子而形成的带负电荷的气体离子。当空气中负离子浓度较高时，能抑制多种病菌的繁殖，降低血压和消除疲劳，促进人体的生长和发育，因而人们将空气负离子比喻为“空气中的维生素”。在环境评价中，空气负离子已成为衡量空气质量的一个重要参数。为了增加居住环境中的负离子浓度，人们采用了各种各样的方法(负离子发生器、人造瀑布、负离子织物等，目前采用最普遍和最有效的方法是涂刷负离子内墙乳胶漆。 1负离子的作用 当人们漫步在森林、瀑布或海滩的时候，会感觉到空气清新、心情舒畅，这是因为这些场所负离子浓度较大的缘故，经过人们多年的研究，总结出了负离子浓度同人体健康的关系(见表1)。 表1负离子浓度同人体健康的关系 2负离子乳胶漆释放负离子的机理 负离子涂膜在宏观上表面光洁致密，但在微观上是高分子纤维网结成的多孔膜。正是这种孔隙的存在，使得空气分子可以与乳胶漆中的填料颗粒作用(见图1)。
图1乳胶漆成膜后产生空气负离子示意 负离子具体释放机理为：空气中的水蒸气通过孔隙与涂层中的负离子粉体相接触，在负离子粉体的作用下发生如下反应： 3负离子乳胶漆的研究现状 负离子对人体和生态环境的重大作用已被国内外医学界广泛认可。随着工业的发展、环境污染日益严重，空气中负离子浓度越来越低，人类健康受到威胁。为了改善空气质量，增加空气中负离子的浓度，人们研制了各种产生负离子的仪器设备和材料。 3.1国外研究现状 国外对空气负离子研究较早，在1932年美国RCA公司的汤姆逊发明了世界上第一台医用空气负离子发生器，之后空气负离子研究在欧、美、日经历了很长时间的发展。但是由于负离子发生器有其不可避免的缺陷，如产生臭氧、氮氧化合物，以及采用高压放电引起的耗能和安全问题，人们开始考虑采用其他环保材料。日本学者Kubo发现电气石具有永久性自发电极，而且其表面电场可以电离空气中的水分子，并可添加到涂料、织物、陶瓷等物品中，生产具有负离子功能的生活用品。 日本、美国、韩国等国家对于负离子涂料的研究位居世界前列，日本立邦涂料采用丙烯酸系列树脂、阻燃材料、无机填充材料及水制成一种负离子涂料，其中添加的负离子粉体为电气石及电融稳定化氧化锆粉末，其涂刷房间中的负离子浓度为1200～2000个/cm3。日本涂料研究开发中心研制的三立漆采用多种无机材料组合而成，该涂料除了具有良好的涂膜性能外，还具有透气、凋湿、杀菌抗霉、净化空气及产生负离子的功能。日本神东涂料公司采用功能性人工陶瓷粉，经特殊处理后加入涂料，因其含有微弱放射性稀有元素，可以放出短
浓溶液1稀溶液1加热热水冷水冷剂水浓溶液2稀溶液2冷却水 冷水出靶式流量计冷水进靶式流量计冷却水进靶式流量计蒸发温度1发生器温度2热水进口温度3溶晶管温度45蒸发器液位6自动抽气装置液位7冷却水进温度8冷水进温度冷水出口温度9热水出口温度
基本原理 溴化锂水溶液只是吸收剂，其中的水才是真正的制冷剂，利用水在高真空下低沸点汽化，吸收热量达到制冷目的。 首先由真空泵将机组抽至高真空状态，为低温下水的沸腾创造了必要条件。又由于溴化锂水溶液有低于冷剂水的沸点压力，两者之间存在压力差，所以后者具有了吸收水蒸气的能力，因此提供了使得冷剂水连续沸腾的可能性。 热水二段型机组由两个发生器、冷凝器、蒸发器和吸收器组成基本分开又有一定联系的两个独立制冷剂和吸收剂工作循环系统。热水、冷水和冷却水串联在两个循环系统之间，而且热水与冷水、冷却水相向而行，形成彼此间逆流热交换。 溶液泵将吸收器里的稀溶液经热交换器送到发生器里去，由热水将它加热浓缩成浓溶液，同时产生冷剂蒸汽。冷剂蒸汽在冷凝器中冷凝成冷剂水，其潜热由冷水带至机外。 冷剂水进入蒸发器后，由冷剂泵经布液器淋激在换热管表面。冷剂水吸收管内冷水的热量，低温沸腾再次形成冷剂蒸汽，与此同时制取低温冷水（本机组提供的冷源）浓缩后的浓缩液经换热器后直接进入吸收器，经布液器淋激于吸收器换热管上。浓溶液一方面吸收蒸发器所产生的冷剂蒸汽后，本身变成稀溶液，另一方面将吸收冷剂蒸发时释放出来的吸收热量转移至冷却水中。 制冷循环是溴化锂水溶液在机内由稀变浓再由浓变稀和冷剂水由液态变汽态再由汽态变液态循环。两个循环同时进行，周而复始。 热交换器是高、低温溶液间相互进行热量交换的设备，有利于提高机组的热效率。
[海川]下午注册化工工程师专业基础考试第二套模拟试题答案
121 （A ）。 ΔＵ＝0 ΔH ＝V Δp ＝5dm 3×150kPa ＝750J 122 （B ）。 ΔS ＝nRln(V 2/V 1)=2×8.314 J ·K -1ln(50/25)=11.526 J ·K -1 ΔH ＝0，ΔG ＝-T ΔS =-350×11.526×10-3kJ ＝-4.034 kJ 123 （C ）。 C p,m =3.5R K K P P T T m p C R 24.377)200260(350)(5 .31 1212,=== W=ΔU =nC v,m (T 2-T 1)=2×2.5×8.314(377.24-350)J=1.132kJ 124 （B ）。 P A =P *A x A =120kPa ×0.35=42kPa P B =P *B x B =80kPa ×0.65=52kPa P=P A -P B =94kPa y B =P B /P=52/94=0.553 125 （A ）。 因为在100 ℃、101.325kPa 下的纯水，其相应的饱和蒸气压也是100 ℃、101.325 kPa ，故μ*（100 ℃，101.325kPa ，l ）=μ*（100 ℃，101.325 kPa ，g ），于是 μ*（100 ℃，80kPa ，g ）-μ* （100 ℃，101.325kPa ，l ） =μ（100 ℃，80kPa ，g ）-μ*（100 ℃，101.325kPa ，g ） 纯理想气体的化学势表达式为μ?=μ?（T ）＋RTln （P/P ?），若设P=80kPa ，P'=100kPa ，则便可分别写出 100 ℃、80kPa 水蒸气化学势表达式为 μ*（80kPa ，g ）=μ?（T ）+RTln （P/P ?） (1) 100 ℃、100kPa 水蒸气化学势表达式为 μ*（100kPa ，g ）=μ?（100 ℃）+RTln （P '/P ?） (2) 式(1)-式(2)可得μ*（80kPa ，g ）-μ*（10kPa ，g ）=RTln ｛（P/P ?）/（P '/P ?）｝ =RTln （P/P'）=8.314J ·K -1·mol -1×373.15K ×ln （80/100） =-692.27J 126 （C ）。 K ?=K ｙ(P/P ?)ΣvB =K n {P/P ?ΣnB}vB Σv B =1，恒温、恒压，K ?不变，K ｙ不变；Σn B 变大，K ｎ变大，故α变大。 127 （A ）。
Prob-20 蒸馏塔设计算例(1) 1、工艺条件 有一泡点物料， F=100kgmol/hr；物料组分和组成如下： 进料组分和组成 C5H12 C4H10 C3H8 组分 C2H6 组成（mol%） 1 79 12 8 2、设计要求 试设计蒸馏塔，将C3和C4分离；塔顶物料要求butane浓度小于0.1％， 塔釜物料要求propane浓度小于0.1％； 试确定该物料的进塔压力；塔的操作压力，理论板数，进料位置，回流比， 冷凝器及再沸器热负荷； 公用工程条件：冷却水30℃，蒸气4kg/cm2(温度143℃)； 冷凝器设计要求热物料入口温度与水进口温之差大于10℃，水的允许温升 为10℃；再沸器冷物料入口温度与蒸气进口温差大于15℃。 塔的回流比取最小回流比的1.2倍。 模拟计算采用SRK方程； 3、塔简化法提示 简化法塔的操作压力无填写对话框，故进料的压力即默认为操作压力。 4、简化计算说明 （1） 须根据公用工程条件确定操作压力，即塔顶冷凝器须采用冷却水冷却，故塔顶上升气相温度应不低于40℃；塔釜再沸器采用蒸气加热，进再沸器 物料温度不得高于128℃。操作压力可以采用简化法试算，即先假设一操 作压力，若温度未满足要求则调整压力，直至温度要求满足为止。 （2） 采用简化法，求理论塔板数和回流比 先假设操作压力8kg/cm2,简化法计算如下图及表所示： 计算结果表明塔顶、塔釜温度分别为16℃和80.4℃，均不满足要求，故
须提高塔的操作压力。 Stream Name Stream Description Phase Temperature Pressure Flowrate Composition ETHANE PROPANE BUTANE PENTANE C KG/CM2 KG-MOL/HR S1 Liquid 23.570 8.000 100.000 0.010 0.790 0.120 0.080 S2 Liquid 16.021 8.000 80.060 0.012 0.987 0.001 0.000 S3 Liquid 80.430 8.000 19.940 0.000 0.001 0.598 0.401 （3） 再假设操作压力16kg/cm2，进行简化计算，结果如下表： Stream Name Stream Description Phase Temperature Pressure Flowrate Composition ETHANE PROPANE BUTANE PENTANE C KG/CM2 KG-MOL/HR S1 Liquid 53.643 16.000 100.000 0.010 0.790 0.120 0.080 S2 Liquid 44.246 16.000 80.060 0.012 0.987 0.001 0.000 S3 Liquid 114.992 16.000 19.940 0.000 0.001 0.598 0.401 简化计算结果塔顶、塔釜温度分别为44.2℃和115℃，均满足要求，故设定压力合适。 简化计算的详细结果如下： MINIMUM REFLUX RATIO 1.07745 FEED CONDITION Q 1.00000 FENSKE MINIMUM TRAYS 16.76383 OPERATING REFLUX RATIO 1.20 * R-MINIMUM
第六章 蒸馏（14学时） 教学目的：通过本章学习，掌握蒸馏的原理、精馏过程计算和优化。教学重点：精馏原理、精馏装置作用精馏分离过程原理及分析 教学难点：精馏原理，部分气化和部分冷凝在实际精馏操作中有机结合的过程。 教学内容： 第一节概述 1、易挥发组分和难挥发组分 液体均具有挥发性，但各种液体的挥发性各不相同。通常沸点较低的组 分挥发性强，称为易挥发组分，沸点较高的组分挥发性较弱，称为难挥 发组分，因此液体混合物加热部分汽化时所生成的气相组成和液相组成 必有差异。利用这一差异，就可将液体混合物分离。 易挥发─沸点低─轻组分 难挥发─沸点高─重组分 2、蒸馏：根据混合液中各组分挥发度的差异而达到分离的单元 按操作方式：可分为间歇蒸馏和连续蒸馏。生产中以连续蒸馏为主，间歇蒸馏只用于小规模的场合。 2、按蒸馏方法：简单蒸馏、平衡蒸馏(闪蒸)(易分离或分离要求不高的物系) 精馏(各种物系得到较纯的产品) 特殊精馏(很难分离或普通精馏不能完成的物系) 3、按操作压力：常压(一般情况)；减压(沸点高且热敏性)；加压（常温常压下呈气态，沸点低，冷凝困难）。 双组分和多组分：双组分是多组分的特殊情况；多组分（多用于工业上）。 石油加工：苯、甲苯、二甲苯的分离。 造酒：从发酵的醪液中提取饮料酒。 合成材料：从反应的混合物中提出高纯度的单体（苯乙烯、氯乙稀） 第二节 双组分溶液的汽掖相平衡 本节重点：气液两相平衡物系的自由度、理想溶液和拉乌尔定律 本节难点：汽液相组成与温度（泡点、露点）的关系
6-1 溶液的蒸气压及拉乌尔定律 1、理想溶液：指其中各个组分都在全部浓度范围内服从拉乌尔定律 2.拉乌尔定律：设在纯液体A中逐渐加入较难挥发的溶液B，形成A、B的溶液，当A的平衡分压（蒸汽压）P A仅仅由于被B所释放而降低，则：p A = p A o? x A p A o─纯液体A的蒸汽压；x A─溶液中组分A的摩尔分率。 同理，将拉乌尔定律用于组分B为：p B=p B o x B 3.道尔顿分压定律: p = p A + p B p A = p A o x A = p A o x p B = p B o (1-x) 精馏原理是根据图所示的t-x-y图，在一定的压力下，通过多次部分气 化和多次部分冷凝使混合液得以分离，以分别获得接近纯态的组分。 理论上多次部分气化在液相中可获得高纯度的难挥发组分，多次部分冷凝在气相中可获得高纯度的易挥发组分，但因产生大量中间组分而使产品量极少，且设备庞大。工业生产中的精馏过程是在精馏塔中将部分气化过程和部分冷凝过程有机结合而实现操作的。 6-2 精馏装置流程 一、精馏装置流程：典型的精馏设备是连续精馏装置，包括精馏塔、冷凝器、再沸器等，如图所示。用于精馏的塔设备有两种，即板式塔和填料塔，但常采用的
化工行业数字化之旅罗克韦尔自动化 刘俊杰
罗克韦尔服务于能源化工整个生产链
罗克韦尔自动化油气化工行业的产品家族 35万多种工业 控制产品以及 系统方案， PLC/RTU APC 先进控制系统，用于石化、炼油行业ESD/F&G/TMC 模块化三重冗余 紧急停车/火气/机组控制 FactoryTalk 系列模 块化统一平台，编程 软件，人机接口,信息化，能源管理，数据库，报表分析，通信和组件，软件方案 ICS Triplex Entek 机组振动监 测及全厂状态监测系统预维护诊断DySC 电压暂降保护用于电压波动或瞬时停电的保护 数字化油气田，井口优化，生产优化，对应中石油A11-A2/A8 PowerFlex? 系列 低压变频器高压变频器MCC 马达控制中心
融合的关键：数据质量数据处理基于模型 高效的大脑— 信息化健全的体魄—自动化 理性的决策—智能化
Cloud Level 5 Factory Talk Historian Devices PanelView ?Plus ViewPoint Server Machine Control Factory Talk Metrics Factory Talk TeamONE Factory Talk VantagePoint Factory Talk Batch Factory Talk EnergyMetrix Factory Talk View HMI Factory Talk ProductionCentre MES Factory Talk View SE Server Factory Talk AssetCenter Studio 5000 EWS Factory Talk Transaction Manager Process Control Safety Controller ERP Integration Gateway Project Sherlock Factory Talk TeamONE Factory Talk Historian Machines DataFlowML DataView DataModel MPC Pavilion8
1．离心泵维护检修规程SHS 01013-2004
1 总则 1.1 主题容与适用围 1.1.1 本规程规定了离心泵的检修周期与容、检修与质量标准、试车与验收以及维护与故障处理。 1.1.2 本规程适用于石油化工常用离心泵。 1.2 编写修订依据 SY-21005-73 炼油厂离心泵维护检修规程 HGJ 1034-79 化工厂清水泵及金属耐蚀泵维护检修规程 HGJ 1035-79 化工厂离心式热油泵维护检修规程 HGJ 1036-79 化工厂多级离心泵维护检修规程 GB/T 5657-1995 离心泵技术要求 API 610-1995 石油、重化学和天然气工业用离心泵 2. 检修周期与容 2.1 检修周期 2.1.1 根据状态监测结果及设备运行状况，可以适当调整检修周期。 2.1.2 检修周期（见表1） 表1 检修周期表月 2.2 检修容 2.2.1 小修项目 2.2.1.1 更换填料密封。 2.2.1.2 双支承泵检查清洗轴承、轴承箱、挡油环、挡水环、油标等，调整轴承间隙。 2.2.1.3 检查修复联轴器及驱动机与泵的对中情况。 2.2.1.4 处理在运行中出现的一般缺陷。 2.2.1.5 检查清理冷却水、封油和润滑等系统。 2.2.2 大修项目 2.2.2.1 包括小修项目。 2.2.2.2 检查修理机械密封。 2.2.2.3 解体检查各零部件的磨损、腐蚀和冲蚀情况。泵轴、叶轮必要时进行无损探伤。2.2.2.4 检查清理轴承、油封等，测量、调整轴承油封间隙。 2.2.2.5 检查测量转子的各部圆跳动和间隙，必要时做动平衡检验。 2.2.2.6 检查并校正轴的直线度。 2.2.2.7 测量并调整转子的轴向窜动量。 2.2.2.8 检查泵体、基础、地脚螺栓及进出口法兰的错位情况，防止将附加应力施加于泵体，必要时重新配管。
250×104吨/年重油催化裂化联合装置BELCO烟气洗涤系统学习总结 （EDV?、PTU和DeNO x系统） 2014年2月7日
四川石化250WT/a重油催化装置烟气脱硫脱硝装置首开总结 1. 简单介绍： 四川石化250WT/a重油催化裂化装置烟气脱硫脱硝脱粉尘采用了贝尔格技术公司（BELCO?）设计了命名为EDV?全套的气体净化系统技术。该技术总投资1.2亿元，是目前炼油厂普遍采用的较为成熟的烟气净化技术。 1.1 颗粒物脱除 烟气中含有的颗粒物绝大部分是FCC装置释放烟气携带来的催化剂颗粒。烟气中携带的固体颗粒可用冷却吸收塔（152-C-101）脱除。利用冷却吸收塔（152-C-101）内安装，位于G400型喷嘴下游的过滤模组（27）除去细小颗粒。 1.2 SO2/ SO3脱除 冷却吸收塔（152-C-101）为将SO2/ SO3吸收进洗涤液中提供了密集的气/液接触场所。洗涤液的pH值可通过添加来自装置碱液系统的碱液进行控制。 1.3 NOx脱除 臭氧注入到冷却吸收塔（152-C-101）的入口段。注入的臭氧氧化烟气中的NO x，将其转化为N2O5。N2O5结合烟气中的水蒸汽形成硝酸（HNO3）。以上这些变化发生在注入点到冷却吸收塔（152-C-101）入口段之间的区域。 接下来是反应区，烟气被四层雾化喷嘴（4）（每一层有三个雾化喷嘴）洗涤，用以吸收硝酸（HNO3）。这些雾化喷嘴同时从烟气中脱除的未反应的臭氧，完成NO x控制工艺的最后一步。 1.4 消除水雾 CYCLOLAB液滴分离器（9个）安装在冷却吸收塔（152-C-101）内，位于EDV?过滤模组的下游，用以除去外排烟气中残存的水珠。 1.5 水平衡和使用 添加补充水以补偿PTU单元排放排液以及急冷区域水的气化。完整的水平衡应包括了添加碱液和化学反应水。冷却吸收塔（152-C-101）的排液排放量用来维持洗涤液中亚硫酸盐/硫酸盐、氯离子和悬浮固体浓度低于设计工况下的规定值。在异常工况下，会产生催化剂颗粒超量携带，PTU单元的排液排放量应大
首先声明这篇文档不是我写的，是我在海川化工论坛上看到一位比较有经验的工程师写的，传到文库给大家分享学习一下。感谢海川化工论坛注册名为“高端大气上档次”的前辈给我们分享的经验。 工艺那些事： 第一期： 化工工艺设计是一个大话题，在设计院哪一个专业都说工艺是龙头，龙头自然承担的就多，因此过硬的知识基础才是舞龙头的根本，但是大家总是觉得工艺太复杂，新进的同事觉得这得多长时间能全都学会了啊，我不能给你一个确切的答案，但是我能给你一个相对我认为比较好的方法，化工有个特点，就是任何事情解决的法则是“大事化小，各个击破”。无论是研发，设计，生产，销售都是这样。因此我们接下来也要“各个击破”，把以后用到的和将要徘徊犹豫的我们“各个击破”。为了避免漏项，我采用20570标准作为参考，其间我会穿插一些我在实际设计过程中遇到的例子。 第一期设备设计压力和设计温度 设计压力和设计温度为什么拿出来单独来说呢？因为我遇到很多设计院的 同志，现场的技术人员，设备厂家技术人员，有很多人对设计压力和设计温度概念模糊，规范使用的乱，各持自己的说法，还都各有道理。设备专业的GB150中对设计压力和设计温度的确定原则进行了表述，管道的压力管道审核人员培训教材中对设计压力和设计温度进行了定义，化工设计手册中对设计压力和设计温度也进行了描写，但是我认为，应该按照20570.1中规定的设备和管道系统设计压力和设计温度的确定方法来实施， 20570.1中明确规定了：“工艺系统专业负责确定容器、塔、换热器的设计
压力”，这个确定方法基本上与GB150中规定的方法一致，只是从工艺的角度去充分考虑各种工况。 是不是所有的设计压力都高于最高工作压力呢，不是，在20570.1中规定了设计压力不小于最高工作压力，这说明有等于的时候。但是这本规范是不是什么时候都适用呢？不是，这本规范只适用于表压35MPa以下的工况，但是这就满足了大多数工况，极特别的另行讨论。 设备设计温度，这个基本没有什么解释的，就是正常工作过程中，设备达到最高压力相对应的设备材料达到的温度。这里注意是材料的温度，并不是设备里面介质的温度。 下面唠叨一下具体的选取方法。 常压容器，内压容器这都正常按照表中规定的选取，这里有一个需要解释的，就是当容器位于泵进口且无安全泄放装置的时候，我们为什么提设计压力的时候还要提一个设备的全真空状态呢，因为在泵将前面容器内的液体全部抽空的时候，容器内就会产生负压，这个负压就是全真空状态，设备在设计的时候要考虑这种事故工况。 容器位于泵出口测无安全泄放装置时，取泵关闭压力。这主要是考虑当容器打满或者容器出口阀门关闭或堵塞时，泵没有停还一直在向容器中注，这时候最大的压力也就是泵关闭压力（泵关闭压力不是泵关闭，是泵的出口阀门关闭泵还在运转），为什么跟0.1MPa表压比较，就是因为0.1MPa表压就近似于大气压。 这里还要注意烃类的液化气体这个版块规范中给的压力值是常温储存条件 下的，这个新手比较容易犯错误，在设计大乙烯装置的时候，有个设计师就把压缩机后缓冲罐压力按照上面的选取的（当时工艺包没有这个缓冲罐，后
生产与技术改造 化学工程师 Sum 149No .2 Che m ical Engineer 2008年2月 收稿日期:2007-12-20 作者简介:姜立清(1972-),工程师,毕业于齐齐哈尔大学化学工程专 业,现从事技术工作。 文章编号:1002-1124(2008)02-0046-02 加碱对甲醇精馏改善分析 姜立清 (黑化集团公司硝氨厂,黑龙江齐齐哈尔161041) 摘 要:对甲醇精馏过程进行了阐述,并对过程加碱与不加碱作以比较说明。关键词:精馏;有机物与碱反应 中图分类号:T Q420.6 文献标识码:B Analysis of i m p r ove ment of adding alkali t o methanol rectificati on J I A NG L i -qing (Heihua Gr oup,Q iqihar 161041,China ) Abstract:The methanol rectificati on p r ocess was intr oduced and the p r ocess of adding alkali or notwas com 2pared . Key words:rectificati on;reacti on of organics with alkali 黑化集团公司于1996建成一套年产28万t 尿素联产3万t 精甲醇的装置,在精馏过程中向系统 加Na OH 碱液进行化学处理,使生产状况大为改观,操作稳定性及装置生产能力得到提高,物料消耗、能源消耗大幅度下降。 1 粗甲醇的主要成分 黑化集团公司生产的粗甲醇是在铜基催化剂作用下,工艺气中的CO 、CO 2和H 2发生反应生成CH 3OH,反应如下: CO +2H 2=CH 3OH CO 2+3H 2=CH 3OH +H 2O 虽然铜基催化剂选择性优于锌铬催化剂,但由于以焦炭为原料,又有碳铵化流程,经脱硫、洗氨后,合成粗甲醇的原料气中含有微量的NH 3、H 2S,使得粗甲醇混合物中除含有上述物质外,还含有甲铵类物质和有机硫化物。采用色谱或色谱-质谱分析粗甲醇中的组分,主要有甲醇、二甲醚、甲酸甲酯、乙醇及高级醇等。 黑化集团公司生产的粗甲醇主要参数为:沸点:64.7℃;比重:0.83～0.85;闪点:12℃;酸 值:0.2～0.3mg ?L -1;酯值:0.9～0.94mg ?L -1 ;蒸馏量:0.78%～0.85%。 甲醇含有一个甲基与一个羟基,所以具有醇类 的典型反应和甲基化反应。 2 粗甲醇精制 粗甲醇精制较广泛采用的是精馏法,精馏法分为单塔、双塔、三塔精馏流程。我公司采用双塔精馏流程。加碱系统为:固体Na OH 经溶液碱槽用软水、低压蒸气加温溶化成高浓度碱液,由循环泵冲入配碱槽,用软水配制成5%～8%的稀碱液。稀碱液经过滤后,利用位差压到碱液扬液器,再用压缩空气压出,经流量表送往预塔入料泵进口。 利用Na OH 处理在精馏过程中难以分离的杂质,例如粗甲醇中的酸类、酯类等,使其生成较容易被脱出的盐。粗甲醇中含有的有机酸,对设备,管道腐蚀厉害,经过碱的中和作用,减轻了腐蚀,延长了设备、管道的使用寿命。例如羧酸与Na OH 反应生成羧酸钠。 RCOOH +Na OH RCOONa +H 2O 还调节了粗甲醇的pH 值。 在碱存在下,酯发生皂化反应,生成羧酸盐。RCOOR ′+Na OH RCOONa +R ′OH 羧酸钠溶于水,易于分离。 加碱处理使得一些难分离的杂质,在预精馏塔分解。控制塔底温度在指标范围内,塔中部、顶部温度也在指标范围内变化,不会超高。由于组分的变化,蒸气分压也发生变化,塔底、塔顶压力下降到指标的下限,便于化工操作。从回流液收集槽视镜和塔底视镜观察,油状漂浮物减少了许多。杂质在 (下转第49页)
《数值计算与工程仿真》增刊—FLUENT 帮助文件
目录
前 言……………………………………………………………………………… 1 第二十一章 凝固和熔化的建模(6.0 版本)………………………………… 2 23.1 凝固和熔化模型的概要和局限性………………………………………….3 23.2 凝固/熔化模型的理论………………………………………………………4 23.3 使用凝固和熔化模型……………………………………………………….5 第二十四章 通过创建界面来显示和预报数据………………………………… 14 24.1 使用界面…………………………………………………………………..14 24.2 区域界面…………………………………………………………………..15 24.3 分割界面…………………………………………………………………..16 24.4 点界面……………………………………………………………………..18 24.5 直线和斜线平面…………………………………………………………..21 24.6 平面………………………………………………………………………..25 24.7 二次曲面…………………………………………………………………..29 24.8 等值面……………………………………………………………………..31 24.9 剪切面……………………………………………………………………..33 24.10 变换表面…………………………………………………………………35 24.11 分组,重命名和删除表面………………………………………………37
《数值计算与工程仿真》增刊版权归清洁能源技术论坛所有https://www.doczj.com/doc/3016976613.html,
1
前言 乙腈(Acetonitrile，MeCN)：CH3CN，是带甜味的无色液体，有醚味，能与水、甲醇、丙酮等有机溶剂混溶，具有高介电强度和偶极矩，因而成为无机和有机化合物的优良溶剂，在制药工业中可用作合成头孢类抗生素，维生素A、可的松以及磺胺类药物及其中间体的溶剂；同时乙腈的化学性质也比较活泼，可进行烷基化反应、酰化反应、芳基化反应、加成反应，在有机合成领域也有着重要地位，可用于合成腺嘌呤、维生素B1等药物。其蒸汽具有刺激性，大量吸入可引起急性中毒。常压下乙腈与水形成最低恒沸物，恒沸温度76℃，含水l7.4wt％，普通精馏方法无法得到高纯度的乙腈。从现有的文献报道，分离乙腈-水恒沸物主要采用两种方法：萃取精馏和变压精馏。 化工流程模拟(过程模拟)技术是以工艺过程的机理模型为基础，采用数学方法来描述化工过程，通过应用计算机辅助计算手段，进行过程物料衡算、热量衡算、设备尺寸估算和能量分析并做出环境和经济评价的一门新兴技术。它是化学工程、化工热力学、系统工程、计算方法以及计算机应用技术等学科相互结合的产物，在近几十年中发展迅速，并广泛应用于化工过程的设计、测试、优化和过程的整合领域。 Aspen Plus是一个生产装置设计、稳态模拟和优化的大型通用流程模拟系统。Aspen Plus是源于美国能源部七十年代后期在麻省理工学院（MIT）组织的会战，开发新型第三代流程模拟软件。该项目被命名为“过程工程的先进系统”（Advanced System for Process Engineering，简称ASPEN），并于1981年底完成。1982年为了将其商品化，成立了Aspen Tech公司。该软件经过20多年来不断地改进、扩充和提高，成为举世公认的标准大型流程模拟软件。
CAESAR II6.1后处理模块 前沿 CAESAR II不仅是强大的管道应力分析工具，同时还有强大的分析结果查看和输出报告的强大功能。本文档基于CAESAR II6.1着重介绍静力分析结果查看、报告输出。 一、分析结果查看 在主控制台上选择Output>Static菜单，或在任何窗口下单击 按钮即可进出分析结果查看后处理模块。 在输出详细应力分析报告之前，我们建议用户先在CAESAR II软件内部中查看管道应力、位移与变形水平，对于不合理的结果进行适当调整再输出满意的报告。 二、CAESAR II软件内部浏览 在工具栏上单击或选择Options>Graphic Output菜单，即可进入内部查看。在这里你可以在模型上查看个点的分析结果数据，同
样一些视图命令在这里也是通用的。 用户应当注意，当前应力分析结果是与每个工况相对应的，所以用户应当先选择想要查看的工况。可以通过左上角的Load Case下拉菜单来选择： 1、查看应力云图 单击可以查看当前工况下的各个管点处的应力与许用应力比值的分布情况。
用户还可以通过左边的颜色设置选项板来设置不同应力水平的显示颜色。 单击按钮可以通过不同颜色来显示各个管点的应力大小绝对值分布情况。
与应力比值一样可以通过颜色设置选项卡来设置不同应力大小的显示颜色。 2、查看个分析结果的最大值 工具栏上的按钮可以迅速找到该模型中分析结果最大值。例如单击显示模型中最大应力点：
单击显示绕Z轴的最大弯矩Mz。 单击可以子啊屏幕上显示管道变形 3、通过表格详细查看分析结果 单击工具栏上的按钮可以在表格与模型中实时查看分析结果（这是一个非常有用的工具：
工艺流程图识图基础知识 工艺流程图是工艺设计的关键文件，同时也是生产过程中的指导工具。而在这里我们要讲的只是其在运用于生产实际中大家应了解的基础知识（涉及化工工艺流程设计的内容有兴趣的师傅可以找些资料来看）。它以形象的图形、符号、代号，表示出工艺过程选用的化工设备、管路、附件和仪表等的排列及连接，借以表达在一个化工生产中物量和能量的变化过程。流程图是管道、仪表、设备设计和装置布置专业的设计基础，也是操作运行及检修的指南。 在生产实际中我们经常能见到的表述流程的工艺图纸一般只有两种，也就是大家所知道的PFD和P&ID。PFD实际上是英文单词的词头缩写，全称为Process Flow Diagram，翻译议成中文就是“工艺流程图”的意思。而P&ID也是英文单词的词头缩写，全称为Piping and Instrumentation Diagram，“&”在英语中表示and。整句翻译过来就是“工艺管道及仪表流程图”。二者的主要区别就是图中所表达内容多少的不同，PFD较P&ID内容简单。更明了的解释就是P&ID图纸里面基本上包括了现场中所有的管件、阀门、仪表控制点等，非常全面，而PFD图将整个生产过程表述明白就可以了，不必将所有的阀门、管件、仪表都画出来。 另外，还有一种图纸虽不是表述流程的，但也很重要即设备布置图。但相对以上两类图而言，读起来要容易得多，所以在后面只做简要介绍。 下面就介绍一下大家在图纸中经常看到的一些内容及表示方法。 1 流程图主要内容 不管是哪一种，那一类流程图，概括起来里面的内容大体上包括图形、标注、图例、标题栏等四部分，我们在拿到一张图纸后，首先就是整体的认识一下它的主要内容。具体内容分别如下： a 图形将全部工艺设备按简单形式展开在同一平面上，再配以连接的主、辅管线及管件，阀门、仪表控制点等符号。 b 标注主要注写设备位号及名称、管段编号、控制点代号、必要的尺寸数据等。 c 图例为代号、符号及其他标注说明。 d 标题栏注写图名、图号、设计阶段等。
美国标准日本标准国标标准A283-C SS400Q235-A,B,C GB/T3274-1988A285-C SB41020R,16MnR GB6654-1996A516-70A516-60SGV480/SGV41016MnR GB6654-1996A36 SS400Q235-A GB/T3274-1988A240 TP304SUS3040Cr18Ni9GB/T4237-92A240 TP304L SUS304L 0Cr19Ni10GB/T4237-92A240 TP316SUS3160Cr17Ni12Mo2GB/T4237-92A240 TP316L SUS316L 0Cr17Ni14Mo2GB/T4237-92A240 TP317SUS3170Cr19Ni13Mo3GB/T4237-92A240 TP317L SUS317L 00Cr19Ni13Mo3 GB/T4237-92A53A,B STPG37010,20GB/T8163-1999GB9948-88A106B STPT37020GB/T8163-1999GB9948-88A312-TP304 SUS304TP 0Cr18Ni9GB/T14976-2002A312-TP304L SUS304LTP 00Cr19Ni10GB/T14976-2002A312-TP316SUS316TP 0Cr17Ni12Mo2GB/T14976-2002A312-TP316L SUS316LTP 00Cr17Ni12Mo2GB/T14976-2002A312-TP317L SUS317LTP 00Cr19Ni13Mo3 GB/T14976-2002A179STB34010,20GB9948-88A249 TP304SUS304TB 0Cr18Ni9GB/T13296-91A249 TP304L SUS304LB 00Cr19Ni10GB/T13296-91A249 TP316 SUS316TB 0Cr17Ni12Mo2GB/T13296-91A249 TP316L SUS316LTB 00Cr17Ni12Mo2GB/T13296-91A249 TP317L SUS317LTB 00Cr19Ni13Mo3GB/T13296-91A213 TP304SUS304TB 0Cr18Ni9GB/T13296-91A213 TP304L SUS304LTB 00Cr19Ni10GB/T13296-91A213 TP316L SUS316LTB 00Cr17Ni14Mo2 GB/T13296-91 317J1SS 317J1SS N/A 管道 管 (包括附件及内部) 钢板 资料转换到中国的标准/替代材料
安全阀计算实例
陈 桦
安全阀系压力容器在运行中实现超压泄放的安全附件之一， 也是在线压力容器定期 检验中必检项目。它包括防超压和防真空两大系列，即一为排泄容器内部超压介质防止 容器失效，另一方面则为吸入外部介质以防止容器刚度失效。凡符合《容规》适用范围 的压力容器按设计图样的要求装设安全阀。 一．安全阀的选用方法 a）根据计算确定安全阀.公称直径.必须使安全阀的排放能力≥压力容器的安全泄放量 b）根据压力容器的设计压力和设计温度确定安全阀的压力等级; c）对于开启压力大于 3MPa 蒸汽用的安全阀或介质温度超过 320℃的气体用的安全阀, 应选用带散热器(翅片)的形式; d）对于易燃、毒性为极度或高度危害介质必须采用封闭式安全阀,如需采用带有提升机 构的,则应采用封闭式带板手安全阀; e）当安全阀有可能承受背压是变动的且变动量超过 10%开启压力时,应选用带波纹管的 安全阀; f）对空气、60℃以上热水或蒸汽等非危害介质,则应采用带板手安全阀 g）液化槽(罐)车,应采用内置式安全阀. h）根据介质特性选合适的安全阀材料:如含氨介质不能选用铜或含铜的安全阀;乙炔不 能选用含铜 70%或紫铜制的安全阀. i） 对于泄放量大的工况,应选用全启式;对于工作压力稳定, 泄放量小的工况,宜选用微 启式;对于高压、 泄放量大的工况, 宜选用非直接起动式,如脉冲式安全阀.对于容器 长度超过 6m 的应设置两个或两个以上安全阀. j）工作压力 Pw 低的固定式容器,可采用静重式（高压锅）或杠杆重锤式安全阀.移动式 设备应采用弹簧式安全阀. k）对于介质较稠且易堵塞的, 宜选用安全阀与爆破片的串联组合式的泄放装置. l）根据安全阀公称压力大小来选择的弹簧工作压力等级 . 安全阀公称压力与弹簧工作 压力关系,见表 1 m） 安全阀公称压力 PN 与弹簧工作压力关系表 表1
1