工程实用案例docxWord文档格式.docx
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图1燃烧炉排烟系统示意图
烟囱能在其底部形成吸力的原因？
烟囱吸力的大小与哪些因素有关？
“拔烟”的工作原理：
设烟气的在烟囱中的平均流速为u。
在烟囱底部（2-2’）
与烟囱顶部（3-3’）两截面间列伯努利方程：
gz2
1u22
p2
gz3
1u32
p3
wf,23
2
烟
若忽略烟囱直径的变化，则u2=u3
pa
空gH2
而
H2
u
d
由以上三式可得：
[（空
烟）g
u2
]H2
d2
烟:
为烟气的密度
空:
为空气的密度
结论：
当烟气的密度小于空气的密度时，烟气在烟囱内产生
向上的自然运动，从而在烟囱底部造成真空（低压），形成烟囱的吸力，将炉膛内的烟气抽出，这就是烟囱能“拔烟”的原理。
烟囱吸力的大小取决于其高度、空气及烟气的密度差和烟囱直径。
烟囱超高、直径越粗、空气与烟囱的密度差越大，则吸力越大，“拔烟”效果越好。
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案例三、离心泵的气蚀问题
某石化公司所属的动力车间，为配合技改项目，新建了一座循环水塔，如图
2。
设计总循环水量为6600m3/h，采用4台离心泵并联操作。
投产运行后发现，
4台离心泵出口压力表均存在不同程度的摆动，机组有较大的振动和噪声，吸水池液面扰动严重，并浮有大量的气泡。
停泵进行检修，发现叶轮表面锈迹斑斑。
根据上述情况说明该泵在操作过程中发生了较严重的气蚀。
技术人员对该系统进行了深入的故障分析，提出引起泵气蚀的可能原因：
1）操作流量过大：
原设计时单台泵的循环水量为2200m3/h，但实际操作时每台泵的流量达到了2800m3/h。
由于流量增大，泵吸收管路阻力增大，使泵入口处的压力降低，有效气蚀余量减小，同时，流量的增大使泵的必须气蚀余量增大，两方面因素均可导致气蚀现象的发生。
2）吸水池结构不合理：
吸水池前的封闭流道，宽1.5m，管道底部距吸水
池底2.3m，形成急剧落差，而且，流道进入水池采用了直角结构，流道突然扩
大，产生旋涡，增大了流动阻力。
3）循环水温过高：
进入吸水池前的循环冷却水冷却不够充分，使吸水池中
水温达40℃-50℃。
温水进入吸水池时容易产生气泡，这些气泡随之进入叶轮，
在高压液体作用下，气泡会凝结或破裂，同时水温高使饱和蒸汽压较大，致使
有效气蚀余量减小，也易使泵发生气蚀。
图2吸水池结构示意图
请根据以上可能引起泵气蚀的原因分析，提出相应的技改方案，以防范离心
泵气蚀现象的发生。
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对本系统，由于改造吸水池的工程量较大，周期长，会影响
到生产，应优先采用其他的方法。
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案例四、小水酿大灾的原因
2003年8月,陕西省渭河流域连续降雨,造成严重的洪涝灾害，全省有
1080万亩农作物受灾，225万亩绝收，受灾人口515万，直接经济损失达
82.9亿元，是渭河流域50多年来最为严重的洪水灾害。
然而当年渭河洪峰量
最高流量3700m3/s，只相当于五年一遇的洪水，为何如此小水却酿成大灾？
水量不大却出现了高水位，以至发生洪灾，其原因只能是河床升高了，
说明渭河流道内泥沙淤积很严重。
但是渭河在历史上并不是一条易淤积的河
流。
渭河水虽然带有泥沙，但可通过水流经潼关带入黄河，即渭河对其河床
高度应有自衡能力。
根据陕西省水利志记载：
从春秋战国到
1960年的2500
年间，河床淤积厚度仅为16m，平均每100年才淤积0.6m。
但自从三门峡水
库1960年建成投运后，加快了上游地区河床升高的速度。
原因：
三门峡蓄水造成潼关高程长时间居高不下（“潼关高程”为水利
名词，是指黄河在陕西潼关的水位高度）。
据数据记载三门峡常年蓄水平均水位比三门峡河段自然水位高30多米，必然导致潼关高程的升高。
而潼关高程长时间居高不下，破坏了自衡能力，导致渭河泥沙淤积速度加快，河床迅速
升高。
据水利部资料记载，1960年至1962年蓄水两年后，水库淤积了15亿吨泥沙，到1964年总计淤积了50亿吨。
由流体流动原理可
知，下游（潼关）水位
升高导致上上游（渭河）
水流减速，水在渭河内
的停留时间因此增加。
由沉降槽工作原理知，
流体停留时间越长，沉
降的颗粒就越多。
据此不难理解，渭
河水流速度放慢是其河床升高的直接图3渭河、潼关、三门峡地理位置图原因，而导致这一结果的最初原因，则是三门峡库区的长年高位蓄水。
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案例五、换热器以小替大改善换热效果
在某化工产品的生产装置中，混合液在分解塔中进行反应时，放出大量的热
量，若不及时移走，塔内温度将持续上升，导致过量焦油的产生，使产品质量
下降，也易堵塞管道造成事故。
国内该类生产装置大都采用蒸发冷却的方法来
移走反应热（即塔内温度靠液体自身的蒸发来维持）。
但北方某厂采用外循环冷却的方式，即将塔内液体用泵抽出，经塔外一双
管程列管换热器用水冷却后循环回流至分解塔。
所用换热器R1的主要参数为：
壳径1m，双管程，换热管φ38×
2.5mm，管长2.5m，管数370根，总传热面积100m2。
现该厂欲将塔内温度由88℃降至60℃，这一改变要求冷却器热负荷增至
4×
105kJ/h。
该厂技术人员采取了两种技改方法。
技改方案1：
采用增大循环量（即提高传热系数的方法），更换大泵，将混
合液循环量提高至原来的3倍。
但换热效果并未得到明显改善。
技改方案2：
将一个传热面积比原来大的换热器R2取代R1，R2的主要参
数：
壳径1m，双管程，换热管φ25×
2.5mm，管长3m，管数1200根，总传
热面积215m2。
结果发现，采用该换热器的传热效果还不如原换热器。
两种方案都失败，于是厂方专门聘请有关专家寻求解决方案。
专家通过现场
收集数据，并进行技术指标的核算，终于找到了问题的症结所在，并提出了如
下的方案：
改用换热面积更小的换热器。
厂方抱着试试看的心态，从该项厂车
库内找来壳径为270mm，内装48根φ25×
2.5mm换热管，总传热面积仅为
37.5m2的换热器二台。
实际结果果然如专家预测，传热效果反而比R1、R2都
要好，生产能力相应提高了75%，完全达到了改造的目标。
请分析换热器以小代大而传热效果反而更好的原因？
影响换热器传热速率的因素有哪些？
传热面积过大对传热系数的影响如何？
如何综合评价一台换热器的传热效果？
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案例六、采用侧线出料降低精馏塔能耗
日本山阳石化公司水岛化工厂有一套制苯装置，该装置以乙烯装置联产
的裂解汽油为原料，经加氢脱烷基制苯。
原料需要在前处理工序中经蒸馏
分离为轻质馏分（从脱戊烷塔塔顶馏出的C5-馏分）和重质馏分（从预分离塔塔底采出的C9+馏分）以及制苯原料（称为苯料，从预分离塔塔项馏出的C6-C8芳烃馏分）。
改造前的前处理工序工艺流程如图4所示。
图4改造前制苯装置图图5改造后制苯装置图
1）节能方案：
以装置节能为目标，水岛化工厂对上述前处理工艺进行了改造，从脱戊烷塔侧线引出物料，经两台过程换热器降温，送往预分馏塔回流液贮槽。
改造方案如图5所示。
2）节能方案的依据：
a.脱戊烷塔采用侧线出料减小了预分馏塔的进料量，使该塔的热负荷降低；
b.虽然使用两台过程换热器需要耗能，但这并没有额外增加整个蒸馏系统的能耗，因为在改造前与该侧线相当的物料是被加入脱戊烷塔塔内，这部分物料同样需要消耗能量；
c.该股侧线是降温后直接送往回流液贮槽，事实上是利用过程换热器将冷
量加在了塔顶，这种做法符合“有热量从塔底加入，有冷量从塔顶加入”
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这一精馏系统能量使用原则。
3）侧线出料的位置：
由于接受侧线出料的贮槽排出的即是制苯原料，故侧
线采出位置应选在脱戊烷塔中C6-C8芳烃馏分含量最高处，且这样的浓
度应基本满足制苯原料的要求。
经厂家模拟计算和浓度实测，选定在脱
戊烷塔3#板（从塔底算起的第三块塔板）为侧线出料板。
4）改造结果：
水岛化工厂1980年4月完成脱戊烷塔侧线出料的改造，与
改造前相比，回收的热量相当于1.4t/h3.0MPa的蒸汽，为该装置蒸汽使用量的
5%。
思考：
侧线出料量是否越大越节能？
该出料量受到哪些方面的
限制？
蒸馏是化工生产过程中的能耗大户，蒸馏系统的节能在化学
工业的节能中占有重要的地位。
合理的节能措施不但需要坚实的理
论基础，还需要一定的技术保证，因为节能改造往往使过程变得复
杂，实施时需要很高的操作水平和控制水平。
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案例七、吸收塔的设计
目前全球每年排放SO2约3亿吨,主要来源于化工、电力和冶炼等行业。
SO2的排放严重污染了大气，产生酸雨，危害生物、建筑物等。
因此，我国对
SO2排放总量进行严格控制，对排放必须进行SO2达标治理。
某冶炼厂锅炉排放的含有SO21%（摩尔分数，下同）的混合气体用清水在
装有陶瓷拉西环的填料塔内进行逆流吸收，经过一段时间分析吸收塔尾气SO2
超标（原来设计要求尾气排放SO2不超过0.1%，操作时实际排放浓度为
0.5%，原设计液气比为10，操作条件下平衡关系为y=8.0x）。
工厂组织技术人员分析SO2超标的原因，从两方面入手。
一种可能是操作
不当，如因管路等原因引起气量和液量变化，使实际操作的液气比变小，传质
推动力减小，吸收剂温度高了，或是吸收压力低了，均可使吸收效率下降；
二
是设备方面出了问题，使传质系数下降，传质阻力增大；
三是可能是矿石组成
变化使含硫量增加导致进塔组成提高。
针对可能的原因进行检测确定，对进气量和清水量检测发现波动很小，第
一种可能排除。
当时正值冬季，清水温度较低，吸收压力为常压，第二种可能
被除数排除。
分析矿石组成变化也不大，按设计时的富裕程度出口SO2也不可
能超标。
唯一可能是填料使用时间长，有破损，液体分布不均，填料性能下降，
传质阻力增加。
SO2超标的原因已明确，试问可采取什么措施控制SO2超标？
增加吸收剂用量，可行性如何？
增长填料层高度，可行性如何？
串联一段传质性能更好的填料塔，如何？
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案例八、浮阀塔板上开筛孔提高塔的生产能力
由于浮阀塔有较高的塔板效率、较低的塔压力降和较大的操作弹性，在20
世纪60-80年代的炼油生产装置中得到广泛的应用。
但为了不断的挖掘和提高
塔的生产能力，某炼油厂在浮阀塔板上增开筛孔，结果使该塔的生产能力提高
了20%。
此成功经验便在众多炼油厂得到推广。
在2000前后，洛阳石化工程公司炼油厂将催化裂化装置主分馏塔由固定舌形塔板改为浮阀塔板，并将其开孔
率进一步提高，也取得了不错的生产效果。
但是，此类技术改造并非在所有塔
上都取得成功。
也有一些企业改造后生产能力并未提高的情况发生。
同一项技术改造，为什么在不同的塔上取得了不同的结果？
此案例生动说明，生产中对来自其他设备的经验不能盲目模仿，应用理论
知识结合实际生产，不同情况应作具体分析，才能做出科学的决策。
要明确塔的生产能力的概念；
一定尺寸的塔，其生产能力是
否有限？
影响塔操作的水力学性能如何分析？
影响塔负荷性能的因素是什么？
填料塔的设计应从技术、经济和操作三方面综合考虑。
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案例九、气流干燥器与流化干燥器的联用
聚氯乙烯（PVC）树脂是一种热敏性、粘度小且多孔性的粉末状物料，其干燥过程包括非结合水分和结合水分的干燥，即经历表面汽化及内部扩散的不同控制阶段。
为此，在干燥过程中采用两级装置。
第一级主要用于表面水分的汽化，采用气流干燥器，利用其快速干燥的特点，使物料在很短的停留时间内，除去大部分表面水分；
此时干燥强度取决于引入的热量，通过加风量和温度，使较高的湿含量能迅速地降至临界湿含量附近。
第二级主要用于内部水分扩散，经降低风速和延长时间为宜，故采用流化床干燥器，使湿含量达到最终干燥的要求。
在PVC的生产工艺中，PVC的干燥多采用气流干燥与流化床干燥器联合操作，其中第二级常采用卧式流化干燥器。
某工厂经技术改造，用旋风流化干
燥器替代卧式流化干燥器，获得了较好的效果，其干燥系统工艺流程如图6所
示。
含水量约为15%的PVC树脂湿料，经螺旋加料器送至第一级气流干燥器中
干燥，离开气流干燥器的物料含水量为3%，再进入下一级旋风流化干燥器进一步干燥，离开时物料含水量降到0.3%以下，干燥后的物料颗粒经旋风分离器分离下来，经振动筛过筛，进行成品包装；
少量细料再经过下一级旋风分离器分离下来，湿空气则由引风机出口排出。
在气流干燥器中，物料以粉粒状分散于气流中，呈悬浮状态，被气流输送
而向上运动。
要此输送过程中，二者之间发生传热及传质过程，使物料干燥。
由于气速很高，物料在气流干燥器中停留时间极短（一般在2-10s），除去的是非结合水分。
在旋风流化干燥器中，气流夹带物料颗粒沿切线方向进入，在其中旋流上升。
与气流干燥器相比，物料在旋风干燥器中的停留（干燥）时间延长，同时颗粒在热空气中处于流化状态，气固接触面积大，故干燥强度很大，可将物料内部的结合水分除去，使干燥产品含水量更低、质量更均匀。
该工艺有如下特点：
旋风干燥器结构简单，操作容易，运行平稳，简化了干燥流程和操
作控制；
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降低了蒸汽消耗，可节能50%左右；
卧式流化干燥器结构复杂，易积存物料，导致PVC树脂黑黄点较高，
而旋风干燥器无死角，不积存物料，提高了产品质量；
旋风干燥器内的空气温度只有50左右，树脂出口温度在45左右，不
需要再对树脂进行冷却，也不存在树脂的热解问题，既提高了产品质
量，又降低了动力消耗。
图6气流-旋风流化干燥系统
因干燥物料的形状和性质各不相同，用单一型式的干燥器常不能达
到对物料湿分的要求，或需要单一设备体积过大、或需消耗的能量过大。
此时，
可将两种或多种型式的干燥器组合起来干燥，可满足干燥产品质量要求、达到
节省能量、减少干燥器尺寸的目的。
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