化工过程与控制经验分享

干化工有10年了，工作中带过团队，带过试车，负责过物资采购与交流，在这里分享些化工过程与控制经验，大家相互学习交流，第一个课题:水轮机，这个东西大多数化工厂是用不到的，甚至都没听过，这个东西用在水利水电比较多，主要用途呢就是吸收利用回水剩余压头，比较适合用在凉水塔上，也就是循环水站，国内比较有名的专门做水轮机的应该是南京星飞，如果装置循环水提供的水压高回水水头比较大可以考虑，这样就能省掉凉水塔上带动风叶旋转的电机，我带团队的时候就让他们算过电机功率，核算节省的电量，在知道风量、风压、风机效率后，通过公式：N=（Q/3600）*△P/（1000*η）*K计算风机功率，其实大部分的风机都是这么核算功率的，明白这种简单的能量核算应该是小白工程师应该具备的第一个能力

感谢经验分享

求更新

感谢分享，要不断学习，期盼楼主继续更新

学习了，谢谢楼主

感谢分享，我也干十多年了

雪哥娟娟 发表于 2023-3-13 11:48
再写第二课题之前，我把我认为的化工工程师晋级分为几个阶段；有不同意见的可以讨论：第一阶段，简单核算， ...

想法过于理论，多多从生产实践中获取知识，再应用于设计，会更高效更切合实际。

tjdxz 发表于 2023-3-14 07:17
我经过好几个大中型化工装置，干过8个以上的项目，我见过的所谓的工程师，都不会算。

算这玩意的都是装备制造商，化工工程师真正该算的是工厂的工程与工艺。

学习ing

abcdef246 发表于 2023-3-17 09:32
学习学习

学习学习

馅饼_W51BC 发表于 2023-3-15 12:03
我司有一个丁烯解析塔再沸器 规格型号：DN2000X16X3496 总 高=5525 换热面积874
壳程0.55Mpa低压蒸汽经减 ...

你这种情况，其实蛮常见的，我觉得最先应该分析的是那一侧是漏的一侧，没有看过不敢确定判断，初步判断管程侧问题大点：主要考量，一，蒸汽冲刷，其他设备怎么不坏，而且蒸汽的冲刷导致入口流速大的地方应该漏点多；二，蒸汽侧由汽变水，属于减压凝结过程，出现破损的概率是小的（蒸汽含腐蚀介质除外）大胆推测为管程问题，当然这些推理过程要跟现场验证；判断出管程问题，然后分两种情况，一个是汽化过程中的气蚀（可能是设计，也可能是操作原因，查一下图纸吧，通常立式管密集不满管，容易出现气蚀，气体汽化后不能通畅排出，我的感觉是这样的，具体有详细图纸再分析），二就是物料含腐蚀物质（至少是对目前材质有腐蚀的），这个我觉得不难验证，这是我的分析，相互学习

我司有一个丁烯解析塔再沸器 规格型号：DN2000X16X3496 总 高=5525 换热面积874
壳程0.55Mpa低压蒸汽经减温器后温度降至165℃，管程走乙腈，此再沸器每年都要漏一次，一年一更新，始终找不到泄露原因，
怀疑：
1，蒸汽冲刷
2，乙腈里含硫腐蚀设备
3，塔液位控制低于再沸器蒸汽进气口，有再沸器内有液击现场
解决：
1，再沸器蒸汽进气口增加挡板，封堵进气口端3排束管
2，增加进气温度至185℃
3，控制液位高度90%，使其高于进气口
4，查找乙腈内含硫原因
目前再沸器情况仍在观察，不知道能否解决

接着上次进行分析：蒸汽调节阀在进气管线，换热器面积利用率高，同时调节范围可以通过前后状态参数求得，假定疏水阀在阀前0.5MPa下，仍能满足排水量（因为设计留有安全系数），此时，阀门开度最小，热利用率最高，随着调节阀开度的增大，换热器内压力升高，最大压力到达1.0MPa附近，此时换热利用率最差；蒸汽调节阀在回水线上，此时，换热器内压力基本恒定在中压蒸汽管网压力附近，由于调节阀在回水上，必须保证换热设备内是存在一定液位的，这些凝液的温度基本上是等于该压力下凝水的温度的，不同在于会与管内物料进行换热，液体的导热系数还是要比气体大的，但由于流动性差，换热效果甚至可能与气体相近了（大概率比蒸汽换热好），所有调节阀在回水线上，换热器换热面积利用情况大概率是更好了，但由于蒸汽冷凝过程需要的面积才是决定蒸汽换热能力的指标（换热面积小，蒸汽量再大也冷凝不了，就会阻碍进气），因而，要有足够的蒸汽冷凝面积，再来调整换热器内液位，以此来调节换热量，从能源利用及调节性能角度考虑，此调节方式，蒸汽利用率是比阀前调节低一些的（换热器内压力高，出水温度高，虽然有换热，但也有蒸汽加热和本身热混合），设计的换热器换热面积也一定是比阀前调节要大的，至于调节性方面,后调节受换热器尺寸和存液影响较大，存液过多，由于流动性差，从上到下出现梯度温差，导致有效换热面积就减少，调节性通过面积来实现，调节不好容易出现跑汽，换热面积足够大可以考虑这种方式。

馅饼_W51BC 发表于 2023-3-15 11:27
很好的学习内容

共同学习进步