3设计制造3
收稿日期:2007209229;修回日期:2007210230
作者简介:孙全海(1965—
),男,1985年毕业于南京化工学校无机化工专业,现在南京扬子石化比欧西气体有限责任公司从事空分设备运行技术工作。
内压缩流程中高压空气压力和流量的选取
孙 全 海
(南京扬子石化比欧西气体有限责任公司,江苏省南京市沿江工业区 210048)
摘要:利用BOC 的G TC 物性软件,在Excel 电子表格中,建立了内压缩流程空分设备液氧汽
化过程中,冷热流体间的温差分布及因传热温差而产生 损失的计算模型。说明了计算模型建立过程中的一些问题,利用所建立的计算模型,
计算出了内压缩液氧与高压空气单独换热时,不同的液氧压力,使 损失最小的高压空气压力;计算了用组合式换热器汽化3MPa 液氧时,膨胀空气量、膨胀空气的压力和温度、内压缩低压液氧量、内压缩液氮量等参数变化对高压空气压力和流量的影响,得出了一些结论。
关键词:大型空分设备;内压缩流程;高压空气压力;高压空气流量; 损失
中图分类号:T B65717 文献标识码:A
Selection of pressure and flow rate of high 2pressure air in
internal compression process
Sun Quan 2hai
(Nanjing BOC —YPC Gases Co 1,Ltd 1,Yanjiang Industrial District ,Nanjing 210048,Jiangsu ,P.R.
China )
Abstract :The calculation m odel of exergy loss caused by heat trans fer tem perature difference and tem perature difference distribution between cold and hot fluids ,during the liquid oxygen vaporization of air separation unit with internal com pression process ,is built in Excel sheet by using the BOC πs property s oftware G TC.The problems during the m odel building process are described.The pressure of high 2pressure air has been obtained with this m odel ,for a minimum exergy loss when liquid oxygen exchanges heat with high 2pressure air under different liquid oxygen pressures.In the system with a combined heat exchanger vaporizing 3MPa liquid oxygen ,the in fluence of the pressure ,tem perature and capacity of expanded air ,as well as the am ount of internal com pression liquid nitrogen and low 2pressure liquid oxygen ,on the high 2pressure air pressure and flow rate are als o analyzed.
K eyw ords :Large scale air separation unit ;Internal com pression process ;High 2pressure air pressure ;High 2pressure air flow rate ;Exergy loss
前 言
内压缩流程是指将空分设备主冷中的液氧(液氮)先用低温液体泵加压,再使液氧(液氮)在换热器中与空气换热、回收冷量并汽化复温,这样出
冷箱的产品氧气(氮气)是带压的,往往可以直接供用户使用(也有再加压后供用户的)。为了能有效回收低温液体的冷量,减少传热过程中的不可逆损失,通常需要先将部分工艺空气增压,再将高压
空气送入换热器中与汽化的低温液体换热。这部分经增压后的高压空气的压力和流量,会影响到换热器的传热工况,影响到空气(液空)和液氧(氧气)传热过程中的不可逆损失,从而也会影响到整套空分设备的能耗。因而,选取合适的高压空气压力和流量,对内压缩流程空分设备很重要。
G TC 氮、氩、氧三元物性软件,是英国BOC 集团(以下简称:BOC )开发后主要提供给全球范围内的BOC 独资或合资企业空分设备现场维护人员使用,它嵌入在Micros oft Excel 中,作为Excel 的一个加载宏而使用。利用G TC 物性软件,可以在Excel 环境中很方便地得到氮、氩、氧三元系统的焓、熵、 、和饱和温度等数据。
文章利用G TC 物性软件,在Excel 中建立了汽化内压缩液氧(液氮)换热器内的温差分布、积分平均温差和最小 损失等的计算模型,并从以此模型得到的计算结果中得出了一些结论。
1 计算模型的建立
计算模型的建立都是基于热(冷)量平衡,文
章仅考虑了因传热温差引起的 损失,没有考虑因阻力引起的 损失,也没有单独考虑换热器冷损。为统一起见,假定进入换热器的正流空气温度都是298K,而出换热器的返流气体(如氧气等)温度都是296K,也就是热端温差为2K;并要求各换热器的积分平均温差都是
5K 。111 液氧和高压空气单独换热的计算
在换热器氧侧压力一定时,如果液氧(氧气)的焓值已经确定,那么氧侧的温度也就确定了。设
液氧(氧气)的流量为1m 3
/h ,液氧进换热器的温
度是94115K (即-179℃
)。由于氧气出换热器的温度已经确定(296K ),利用G TC 物性软件就能得到液氧进换热器和氧气出换热器的焓值,也就容易计算出换热器的总传热量Q 。
从换热器热端开始,先按传热量将换热器分为多个微小换热单元。文章设置了一个函数,使得在上一个微元段内的“冷端温差”过小(如1K 以下)时,该函数能自动使得下一个微元段内的传热量变小,即在小温差区域采用更小的微元段。这是为了解决零温差和负温差问题。液氧和高压空气单独换热时,换热器内的温差往往会很不均衡,在要求积分平均温差为5K 时,换热器内的最小温差有时会很小。小温差区域的传热量虽然很少,但对积
分平均温差的影响却很大。在各微小换热段内的传热量都确定后,各微元段内的“热端”和“冷端”的氧气(液氧)焓值就确定了,利用G TC 函数,就能确定各微元段内“热端”和“冷端”的氧气(液氧)温度。
设高压空气的流量为R ,根据热(冷)量平衡,各微元段内“热端”和“冷端”的空气(液空)焓值都能计算出来,再利用G TC 函数,就能得到对应的空气(液空)温度。
各微元段内的平均温差按对数平均温差计算,而整个换热器的积分平均温差按下式计算:
ΔT int =
Q
ΣN
i =1q i
Δt i
式中:ΔT int 为积分平均温差,K;Q 为总传热量,k J/h ;q i 为第i 个微元段内的传热量,k J/h ;Δt i 为第i 个微元段内的对数平均传热温差,K 。传热过程中 损失的计算方法主要有两种:一种是用进入物料的总 减去离开物料的总 ;另一种是先计算出各微元段内的 损,再求总和。液氧和高压空气单独换热的计算模型中,采用第一种方法,而且在 损失中计入了高压液空的节流损失(液空节流后压力为0142MPa )。
在液氧的压力和流量一定时,对应于每一个高压空气压力,都能找出一个高压空气流量,使得换热器满足热端温差为2K 、积分平均温差为5K 的条件。随着高压空气压力和流量的改变, 损失也在变化。编写一个VBA 求解程序,可以求出在每一个液氧(氧气)压力下,在满足热端温差为2K 和积分平均温差为5K 的条件下,使得 损失在最小时所需要的高压空气压力和流量。112 组合式换热的计算
将高低压各股流都放在一起的称为组合式换热器,文章仅计算液氧压力为3MPa 的情况。在组合式换热器中,正流物料主要有低压空气(0142MPa )、高压空气和膨胀空气3股流,返流物料主要有内压缩液氧、氮气和污氮气等。因氮气和污氮气性质很相近,将它们看作是同一股物料(压力取15kPa )。因考虑到污氮气和氮气来自过冷器,温度已经稍有升高,计算组合式换热器时,取返流物料冷端温度为96K 。由于文章主要是为说明高压空气压力等的选取问题,并不是换热器的设计计
算,因此仍假定在换热器内各截面正流各物料之间
的温度都相等,返流各物料之间的温度也都相等。
利用G TC物性软件,由温度等得到各股流的焓值很容易,计算出传热量也简单;但反过来,由热量直接算出多股流各物料的焓值及温度有困难。文章以换热器热端为起点,分别对正、返流物料各作出了一个传热量对温度的函数,即Q
h
(t)和Q c(t)。并不需要拟合出这两个函数,而只需要先求出这两个函数的多个节点,然后再用插值的方
法,根据热量平衡,寻找出Q
h
(t)各节点所对应
的在Q
c
(t)中的传热量和温度等数值。以Q h(t)相邻两个节点之间作为一个微元段,则各微元段内的温差和传热量就可求出。这里采用的是线性插值,因两个函数的各节点距都很小(不大于1K,而且可任意小,但越小,计算越慢),又是使用内插值法,线性插值已能满足精度要求。对于液氧(液氮)的每个恒温汽化段,各增加了两个节点,而且假设液体正好全部蒸发完时的温度,比开始蒸发时的温度高0101K。
传热过程中因温差产生 损失的计算,采用先计算出各微元段内 损失,再求其和的方法,即用以下公式计算 损失:
E loss=T0Σ
N
i=1q i
Δt
i
t i(t i-Δt i)
式中:E
loss为换热器内因传热温差而产生的
损失,k J/h;T
0为环境温度,取300K;t i为第i 个微元段内正流空气的平均温度,K。
计算时,设空气量为100m3/h,而氧产量(含液氧)为21m3/h,液氩产量为018m3/h,氮气和液氮产量为7812m3/h。将总制冷量(膨胀机制冷量与节流效应制冷量之和)减去低温液体产品所带出的冷量后,得到的结果视为冷损,而且取单位冷损为8134k J/m3Air。该单位冷损值是扬子石化比欧西气体有限责任公司D台38500m3/h内压缩流程空分设备的情况,这套空分设备有9台低温工艺泵(其中5台在线运行,4台冷态备用),还有液体膨胀机(液体膨胀机产生的冷量已计入膨胀机制冷量中),冷损较大。冷损的选取对计算结果可能会产生一些影响,但并不会影响到所得出的结论。
为说明膨胀机参数等改变对高压空气压力和流量等的影响,需要先假定一个基准。假定的基准是:膨胀空气量24m3/h,机前压力214MPa,机前温度148K,机后压力0142MPa,膨胀机等熵效率85%。这样可计算出在总制冷量抵消装置冷损,并且生产018m3/h产品液氩后,多余的冷量还可再生产0172185m3/h的液氮(液氧产量为0)。
利用一个VBA求解程序,可以求出在不同的膨胀空气量、机前温度、机前压力和内压缩部分较低压力的液氧或液氮等各种情况下,并且满足热端温差为2K、积分平均温差为5K时,使换热器 损失与高压液空节流 损失之和为最小时的高压空气压力和流量。
2 部分计算结果和结论
211 高压空气与液氧单独换热的计算结果和结论21111 单独用高压空气汽化3MPa压力的液氧时空气量和 损失与空气压力的关系
用高压空气汽化3MPa压力的液氧时空气量和损失与空气压力的关系如图
1所示。由图1的计
算结果可以看出,随着高压空气压力的提高,所需
高压空气流量减少。而换热过程中的 损失,先是图1 高压空气汽化3MPa压力的液氧时空气量和 损失与空气压力的关系
随着高压空气压力的提高而降低,大约在713MPa 左右达到极小值,然后随着高压空气压力的提高,损失反而增加
。由图1还可看出,当高压空气压力由5MPa 不断提高时,开始阶段 损失下降较快,但在615MPa 压力以上, 损失下降幅度就很平缓
。
21112 损失最小时高压空气压力与氧气压力的
关系
使 损失最小时高压空气压力与氧气压力的关系如图2所示。由图2可以看出,用高压空气单独汽化液氧时,随着汽化液氧压力的提高,为使 损失达到最小,所需高压空气压力也要升高
。
图2 使 损失最小时的高压空气压力与氧气压力的关系
高压空气压力与氧气压力之比,在氧气压力315MPa 以下,氧气压力为116MPa
左右有一个极小
值。这可能意味着在116MPa 左右的氧气压力下,采用内压缩流程也比较合适。
氧气压力为215～3MPa 时,高压空气与氧气压力之比恰好处在一个极大值附近(1MPa 以下除外),这表明内压缩215～3MPa 的液氧时,往往会有较大的不可逆损失,而且单独用高压空气来汽化液氧并使之复热可能是不太合适的。
内压缩液氧压力在4MPa 以上后,随着内压缩液氧压力继续升高,空气压力与氧气压力之比迅速
减小,所以很高压力的氧气也适合于用内压缩流程。
212 组合式换热的计算结果和结论21211 高压空气压力和流量与膨胀量的关系(液
氮工况)
高压空气压力和流量与膨胀量的关系如图3所示。图3计算了当保持膨胀机前压力、机前温度等不变,随着膨胀空气量的增大,而且膨胀机所增加的冷量全部转化为液氮产品时,最小 损失时所需高压空气压力和流量的变化情况。
图3 高压空气压力和流量与膨胀量的关系(液氮工况)
图3中的计算结果表明,随着膨胀空气量的增大,即使膨胀机增加的冷量全部转化为液氮产品,
所需高压空气的压力也是不断下降的;而高压空气的流量,是先下降,再上升,总体来说变化不大。21212 高压空气压力和流量与膨胀量的关系(液
氧工况)
高压空气压力和流量与膨胀量的关系如图4所
示。图4计算了当保持膨胀机前压力和机前温度都不变时,增加膨胀空气量,而且增加的膨胀机制冷量全部转化为液氧产品时,最小 损失时所需高压空气压力和流量的变化情况
。
图4 高压空气压力和流量与膨胀量的关系(液氧工况
)
由图4可以看出,随着膨胀量的增加,高压空气压力下降趋势比液氮工况更显著一些;
而高压空
气流量也是不断下降(膨胀量超过45m 3
/h 后,高压空气流量下降趋势变缓)。因为生产的液氧量越多,内压缩的液氧量就越少,所以需要的高压空气流量也相应减少。
由图3和图4的计算结果可以得出结论,膨胀空气进下塔的内压缩流程空分设备,当增大膨胀量时,可以降低高压空气压力,有时也可以减少高压空气流量(液氧工况下)。这应该就是内压缩流程
空分设备更适合同时生产大量低温液体产品的原因之一。21213 高压空气压力和流量与膨胀机前压力的关
系
高压空气压力和流量与膨胀机前压力的关系如图5所示。图5计算了当保持膨胀机前温度一定,改变膨胀机前压力,同时相应改变膨胀量,以保持膨胀机制冷量不变时,最小 损失时所需高压空气压力和流量的变化情况。
图5 高压空气压力和流量与膨胀机前压力的关系
由图5可看出,在膨胀机前温度和膨胀机制冷量都不变的情况下,随着膨胀机前压力的提高(膨
胀量相应减少),所需高压空气的流量不断减少,而高压空气的压力变化不大(略有下降)。21214 高压空气压力和流量与膨胀机前温度的关
系
高压空气压力和流量与膨胀机前温度的关系如
图6所示。图6计算了当保持膨胀机前压力一定,改变膨胀机前温度,同时相应改变膨胀量,以保持膨胀机制冷量不变时,最小 损失时所需高压空气压力和流量的变化情况
。
图6 高压空气压力和流量与膨胀空气温度的关系
图
6的计算结果表明,随着膨胀机进口温度的
降低,所需高压空气流量不断下降,而高压空气压力变化不大(略有下降,144K 左右为最低)。由图5和图6可知,为了减少高压空气流量,可以采取提高膨胀机前压力和降低膨胀机前温度的方法,但这样必定会使膨胀机后温度不断下降,并出现膨胀机后带液情况。
在内压缩流程中,采用机后带液的膨胀机可以提高流程效率,从而降低能耗。当然,在膨胀机后
带液量过大时,膨胀机的效率可能会有所下降,需要综合考虑膨胀机后带液量的影响。21215 高压空气压力和流量与内压缩低压液氧量的关系
高压空气压力和流量与内压缩低压液氧量的关系如图7所示。图7计算了当有部分内压缩液氧压力较低时(此处计算的是116MPa ),最小 损失时高压空气压力和流量随内压缩116MPa 液氧量的变化情况。
图7 高压空气压力和流量与内压缩低压液氧量的关系
由图7可看出,当内压缩116MPa 低压液氧量
越多(内压缩3MPa 液氧量相应减少,两种压力下
液氧流量之和仍是21m 3
/h )时,所需高压空气压
力就越低。但当内压缩低压液氧量超过12m 3
/h 后,
即超过内压缩液氧总量21m 3
/h 的一半后,高压空
气压力下降的趋势变平缓。而高压空气的流量随内压缩低压液氧量变化不多。21216 高压空气压力和流量与内压缩低压液氮量
的关系
高压空气压力和流量与内压缩低压液氮量的关
系如图8所示。图8计算了在内压缩3MPa 液氧的同时,还内压缩部分液氮(压力116MPa ),最小 损失时高压空气压力和流量随内压缩液氮量的变化情况
。
图8 高压空气压力和流量与内压缩液氮量的关系
由图8可知,随着内压缩液氮量增加,高压空气压力不断降低,而高压空气流量增加。3 结束语
利用BOC 的G TC 特性软件,在Excel 电子表格中建立了内压缩流程空分设备液氧汽化过程中,冷热流体间的温差分布及因传热温差而产生 损失的计算模型。利用所建立的计算模型,得到了高压空气与液氧单独换热以及组合式换热情况下的一些计算结果,从而得出结论:
(1)在116MPa 左右的氧气压力下,采用内压缩流程可能也比较合适;内压缩液氧压力在4MPa 以上后,随着内压缩液氧压力继续升高,空气压力与氧气压力之比迅速减小,所以很高压力的氧气也适合于用内压缩流程。
(2)膨胀空气进下塔的内压缩流程空分设备,
当增大膨胀量时,可以降低高压空气压力,有时也
可以减少高压空气流量(液氧工况下)。这是内压缩流程空分设备更适合同时生产大量低温液体产品的原因之一。
(3)为了减少高压空气流量,可以采取提高膨胀机前压力和降低膨胀机前温度的方法,但这样必定会使膨胀机后温度不断下降,并出现膨胀机后带液情况。
(4)内压缩低压液氧量越多(液氧总量不变),所需高压空气压力越低;当超过液氧总量一半后,高压空气压力下降的趋势变缓;而高压空气流量随内压缩低压液氧量变化不多。
(5)随着内压缩液氮量增加,高压空气压力不断降低,而高压空气流量增加。
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
压缩空气在管道中的流速 1. 压缩空气流量流速参考表 fancongming 发表于: 2008-7-22 13:07 来源: 半导体技术天地 在计算压空管道管径时，压缩空气在管道中的流速一般取多少比较合适？ 对于低压冷空气流速在8~12m/s，对于高压空气流速为15m/s左右，一般如果压力不超过1.0MPaG,可以取10~15米/秒。 请问各位高手： 压缩空气压力在0.56MPa-0.75MPa，胶管管径10mm，传输距离约15m，要计算单位时间内的用气量，其流速如何确定？ 流速=流量/面积 呵呵,这是施工时计算最头痛的问题 胶管管径10mm应该是3/8"的 4米/秒 5立方/小时 1.0 系统简介 1.1 系统用途 CDA系统主要用于芯片经水清洗后之吹干用、制程设备驱动器动力用、…..等其它用途。 1.2 主要设备 ?空气压缩机 ?空气储槽 ?过滤器 ?干燥机 1.3 控制方式 ?单机设定控制 ?另设控制盘设计联动控制 2.0 设计准则 2.1 管内最大流速10 m/s 2.2 于标准状态下，管路磨擦损失每100 m不大于0.2 Kg/cm2。 2.3 空气过滤标准为制程线径等级之1/10。 3.0 设计步骤及注意事项 3.1 空气压缩机筛选 A. 依业主提供之设备CDA耗量及使用点之需求压力，选用合适之空气压缩机。
B. 空气压缩机依压缩段数可分为单段压缩、双段压缩及多段压缩。 a. 压力≦7 Kg/cm2 (g)时使用单段压缩。 b. 压力≧7 Kg/cm2 (g)时使用双段压缩。 C. 空气压缩机依种类可分为往复式、螺旋式、离心式。高科技厂房以螺旋式较常用。 D. 空气压缩机依冷却方式分为气冷式及水冷式 a. 气冷式用于小容量 b. 一般以水冷式较常用 c. 采用水冷式空气压缩机时，不要忽略冷却水之量，须告知空调设计人员。 d. 冷却水来源有冰水、冷却水或其它。唯使用低温之冰水时，须注意空气压缩机可能结露。 E. 空气压缩机依润滑方式可分无油式及微油式，依业主需求选用。 3.2 缓冲槽筛选 A. 缓冲槽之容量最少须1/10 CDA需求量之容积。 B. 缓冲槽材质 a. 不锈钢 b. 镀锌钢内覆Epoxy c. 需有袪水器 3.3 过滤器筛选 A. 前置过滤器(Pre-filter) a. 处理量约CDA需求量之1.3～1.4倍。 b. Particle滤除可为5μm，1μm c. 需有袪水器 d. 需有差压器 B. 后段过滤器(After-filter) a. 处理量约CDA需求量之1.1～1.2倍。 b. Particle滤除为0.01μm c. 需有差压器 3.4 干燥机筛选 A. 干燥机之形式分为冷冻式干燥机及吸附式干燥机。 B. 一般而言压力露点概分为三级： a. +3oC b. -40 oC c. -70 oC C. 依压力露点之要求，选用干燥机 a. 压力露点+2 oC，可用冷冻式干燥机， b. 压力露点-40 oC，可用吸附式干燥机或冷冻式及吸附式两者并用。 c. 压力露点-70 oC，可用吸附式干燥机或冷冻式及吸附式两者并用。 D. 干燥机处理量约CDA需求量之1.3～1.4倍。 E. 吸附式干燥机后之过滤器处理量约CDA需求量之1.1～1.2倍。 F. 吸附式干燥机为2个处理单元为一组，1个处理单元吸附水分，另一个处理单元则再生，再生需求风量约15%。 3.5 管径筛选 A. 最大流速10 m/s。 B. 磨擦损失于标准状态下，每100 m不得大于0.2 Kg/cm2。 C. 依据附件二"CRANE" B-14可求得合适之管径。
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。
压缩空气用气量计算[资料] 压缩空气用气量计算 压缩空气理论――状态及气量 1、标准状态 标准状态的定义是:空气吸入压力为0.1MPa，温度为15.6?(国内行业定义是0?)的状态下提供给用户系统的空气的容积。如果需要用标准状态，来反映考虑实际的操作条件，诸如海拔高度、温度和相 对湿度则将应实际吸入状态转换成标准状态。 2、常态空气 规定压力为0.1MPa、温度为20?、相对湿度为36,状态下的空气为常态空气。 常态空气与标准空气不同在于温度并含有水分。当空气中有水气，一旦把水气分离掉，气量将有所降低。 3、吸入状态 压缩机进口状态下的空气。 4、海拔高度 按海平面垂直向上衡量，海拔只不过是指海平面以上的高度。海拔在压缩机工程方面占有重要因素，因为在海拔高度越高,空气变得越稀薄，绝对压力变得越低。既然在海拔上的空气比较稀薄，那么电动机的冷却效果就比较差，这使得标准电动机只能局限在一定的海拔高度内运行。EP200 标准机组的最大容许运行海拔高度为2286米。 5、影响排气量的因素: Pj、Tj、海拔高度、n、V余、泄漏等。 6、海拔高度对压缩机的影响:
(1)、海拔越高，空气越稀薄，绝压越低，压比越高，Nd越大; (2)、海拔越高，冷却效果越差，电机温升越大; (3)、海拔越高，空气越稀薄，柴油机的油气比越大，N越小。 7、容积流量 容积流量是指在单位时间内压缩机吸入标准状态下空气的流量。用单 位:M3/min (立方米/分)表示。 标方用N M3/min表示。 1CFM=0.02832 M3/min, 或者 1 M3/min=35.311CFM, S--标准状态，A--实际状态 8、余隙容积 余隙容积是指正排量容积式(往复或螺杆)压缩机冲程终端留下的容积，此容积的压缩空气经膨胀 后返回到吸入口，并对容积系数产生巨大的影响。 9、负载系数 负载系数是指某一段时间内压缩机的平均输出与压缩机的最大额定输出之比。不明智的做法就是卖给用户的压缩机，正好满足用户的最大的需求，增加一个或几个工具或有泄漏会导致工厂的压力下降。为了避免这种情况，英格索兰多年来一直建议采用负载系数:取用户系统所需气量的极大值，并除以0.9或 0.8的负载系数。(或任何用户认为是个安全系数) 这种综合气量选择能顾及未预计到的空气需量的增加。无需额外的资本的投入，就可做一些小型的 扩建。 10、气量测试 (1)、往复式压缩机气缸容积
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
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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
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压缩空气用气量计算 压缩空气理论――状态及气量 1、标准状态 标准状态的定义是：空气吸入压力为0.1MPa，温度为15.6℃（国内行业定义是0℃）的状态下提供给用户系统的空气的容积。如果需要用标准状态，来反映考虑实际的操作条件，诸如海拔高度、温度和相 对湿度则将应实际吸入状态转换成标准状态。 2、常态空气 规定压力为0.1MPa、温度为20℃、相对湿度为36％状态下的空气为常态空气。常态空气与标准空气不同在于温度并含有水分。当空气中有水气，一旦把水气分离掉，气量将有所降低。 3、吸入状态 压缩机进口状态下的空气。 4、海拔高度 按海平面垂直向上衡量，海拔只不过是指海平面以上的高度。海拔在压缩机工程方面占有重要因素，因为在海拔高度越高,空气变得越稀薄，绝对压力变得越低。既然在海拔上的空气比较稀薄，那么电动机的冷却效果就比较差，这使得标准电动机只能局限在一定的海拔高度内运行。EP200 标准机组的最大容许运 行海拔高度为2286米。 5、影响排气量的因素： Pj、Tj、海拔高度、n、V余、泄漏等。 6、海拔高度对压缩机的影响： （1）、海拔越高，空气越稀薄，绝压越低，压比越高，Nd越大； （2）、海拔越高，冷却效果越差，电机温升越大； （3）、海拔越高，空气越稀薄，柴油机的油气比越大，N越小。 7、容积流量 容积流量是指在单位时间内压缩机吸入标准状态下空气的流量。用单位：M3/min (立方米/分)表示。 标方用N M3/min表示。 1CFM=0.02832 M3/min, 或者1 M3/min=35.311CFM, S--标准状态，A--实际状态
8、余隙容积 余隙容积是指正排量容积式（往复或螺杆）压缩机冲程终端留下的容积，此容积的压缩空气经膨胀 后返回到吸入口，并对容积系数产生巨大的影响。 9、负载系数 负载系数是指某一段时间内压缩机的平均输出与压缩机的最大额定输出之比。不明智的做法就是卖给用户的压缩机，正好满足用户的最大的需求，增加一个或几个工具或有泄漏会导致工厂的压力下降。为了避免这种情况，英格索兰多年来一直建议采用负载系数：取用户系统所需气量的极大值，并除以0.9或 0.8的负载系数。(或任何用户认为是个安全系数) 这种综合气量选择能顾及未预计到的空气需量的增加。无需额外的资本的投入，就可做一些小型的 扩建。 10、气量测试 （1）、往复式压缩机气缸容积 压缩机气缸的容积是指活塞移动的容积减去活塞杆占有的体积。通常是用每分钟立方米来表示。多级压缩机的容积只是第一级压缩的容积，因为逐一通过所有级的气体都来源于第一级。 （2）、测试 低压喷嘴测试是一种精确衡量压缩机所提供空气的方法。这一方法得到压缩空气和气体学会的认可，还为ASME能源测试代号委员会所接受。ASME PTC-9中有关采用低压喷嘴测 试往复式压缩机的描述。ASME PTC-10中有有关采用低压喷嘴测试动力式压缩机的描述。 压缩空气理论――用气量的确定 确定一个新厂的压缩空气要求的传统方法是将所有用气设备的用气量（m3/min）加起来，再考虑增加一个安全、泄漏和发展系数。 在一个现有工厂里，你只要作一些简单的测试便可知道压缩空气供给量是否足够。如不能，则可估算出还需增加多少。 一般工业上空气压缩机的输出压力为0.69MPa(G)，而送到设备使用点的压力至少0.62MPa。这说明我们所用的典型空气压缩机有0.69MPa(G)的卸载压力和0.62MPa(G)的筒体加载压力或叫系统压力。有了这些数字（或某一系统的卸载和加载值）我们便可确定。 如果筒体压力低于名义加载点(0.62MPa(G))或没有逐渐上升到卸载压力(0.69MPa(G))，就可能需要更多的空气。当然始终要检查，确信没有大的泄漏，并且压缩机的卸载和控制系统都运行正常。
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)
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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
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