装置建设/开工/日常管理汇总之一

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1.大口径管道的吹扫
原题：管道常用的吹扫方法有：启动压缩机等进行空气吹扫、爆破吹扫、人工清扫、水冲洗等，但是对于DN200~500的管线，这些方法都不很有效，特别是转弯多或者比较长的管道。那位有好办法能够解决这一难题？
如果只是讨论对于DN200~500的管线的吹扫，以上的方法空气吹扫、爆破吹扫、水冲洗等至少有一种是有效的。除非你们的压缩机能力太小了。此外还有蒸汽吹扫等办法。DN200~500的管道吹扫哪有那么难。只要根据他的现场情况，空气吹扫、爆破吹扫、水冲洗至少有一个办法可以实现（人工清扫方法没戏，除非那条管道只有1米长）。巨型管道一般连接的是巨型容器或设备，一般可以选择爆破法或者水冲洗，或者连带系统直接进行空气吹扫，如果距离很长的话，进行分段吹扫。小直径象DN200的管道，不必使用什么爆破法、冲洗法，直接进行空气吹扫。吹扫的基本原则就是因地制宜。论文必须变成操作法才有实践的意义。
2.蝶阀没有密封，责任在谁？
原题：总承包企业设计一套系统中，送风子系统出口蝶阀，在实际运行时需要考虑密封。由于阀门为集中采购，采购规范书中，对阀门密封性作了通用的规定。阀门清单中，对阀门的描述要求为规格、紧固件和法兰。业主在装置试运行时，发现阀门漏风，要求更换带密封的蝶阀。大家讨论一下，该如何处理，责任在谁？
我们在这里不是审案子判是非。仅仅站在技术分析的角度来判断，有几个关键点可能自始至终都是糊涂的。
1、基础设计、方案交底：这几个点都被忽略，在以上的任何一个环节都可以避免。当然最大责任仍是在设计方，任何借口都无法推脱。
2、监理方可能完全没有责任：监理方是要按照合同和图纸监理的，只要不违反图纸规定，即使监理也无话可说。
3、会审阶段：参加会审的甲方人员把关不严，不能从送审资料中发现问题。什么是会审？那是分摊责任的会议。
可以补救的办法：因为是总承包性质，由总承包更换一批阀门对于承包商和再承包商不会有太大的伤害，他们的利益关系很久远。
3.换热器中也有‘气缚’？
原题：最近在看TEMA ，发现换热器中也存在气缚这个概念，我只知道离心泵有气缚，没见过换热器也有！
原文如下：Exchangers subject to fouling or scaling should be cleaned periodically.A light sludge or scale coating on the tube greatly reduces its efficiency. A marked increase in pressure drop and /or reduction in performance usually indicates cleaning is necessary. The unit should first be checked for air or vapor binding to confirm that this is not the cause for the reduction in performance.
air or vapor binding 是什么，应该就是气缚的意思呀！但是在换热器中怎么会有气缚呢？
要不就是我把air or vapor binding翻译错了？
叫法无所谓。这种事情在各种换热器中普遍出现。多发生于初次开工、事故停车后的恢复、以及正常生产中的部分换热器的介质发生变化等工况。例如在以水为介质的换热器，在开工和事故停车后的恢复时候，由于在水相的上部有空气的存在，这会严重影响换热器的效率，所以要放掉。其他的介质换热器也有类似的情况不再举例。这种气体可能是空气，也可能是其它的气体。
4.求助——塔地基基础做得有些偏了
原题：哪位知道塔设备安装对地基的要求有哪些？我们现在安装的塔地基基础做得有些偏了，不只对塔安装有些什么影响？谢谢！
你的描述缺乏数据。
我想不会偏离很多，因为做桩基的人也不傻到痴的地步。要命的是基础上的那些锚固点是否符合设备的地脚连接孔。还有这个设备的高度、吨位、设备的具体功能很重要。如果是个不起眼的小设备，偏点就偏点，很有特色。
如果是高耸的塔，或者某个巨型罐，还是慎重些吧。
有些的桩基是可以修补的。让设计方重新校荷一下吧。
5.炉子的原料最小流速按多少计算
原题：求助:炉子的原料最小流速按多少计算
楼上的各位坛友差不多都搞错了。炉子的原料最小流速按停留时间计算的。就是按照专利来计算的，专利不同，停留时间不同。例如有的炉子是秒炉，有的炉子是毫秒炉。炉管的长度也不同，这样表观的流速就不同。而通过炉管的流速是由炉管的压差决定的，也可以讲由原料泵的出口压力决定，这样就有通过炉管的最小流速范围的概念。
6.[马友求助] 安装施工问题
原题：最近我们公司在做一个项目，感觉施工单位技术能力很差，向他们要设计依据，他们反而要我们的设计依据。不知怎样才能要求得到他们设计依据。这个工程工期又很紧，拖不得
你们和施工单位之间可以构成甲方乙方的关系，施工单位也可能由设计单位负责，成为第三方，不直接向业主负责。假设施工单位是你们的乙方单位，作为甲方你们要向他们提供全部的必要施工基础资料，尽管有些资料要来自于设计方；如果原合同规定由甲方提供的你们就要提供，否则施工方在施工中确有困难。
作为施工方，他们也有责任向业主提供施工方案等成套施工文件，不论施工方是否直接向你们负责。但是他们不涉及“设计”的概念，你们向他们索要“设计依据”是为什么？
作为施工单位内部确实有“设计”的工作，比如对某设备的运输、吊装的施工就是一种设计，甚至填补这方面的空白并成为专利的情况层出不穷。但是这些细节几乎与设计单位无关。
估计老弟是设计单位的，否则他们不会和你们纠缠不休。
工程建设施工都有指挥部建制，有一整套的成熟的建设施工的责任划分，即使有细节需要捋顺，还不是指挥部一句话的事情。
7.生产中的技术改造项目应该遵循怎样的程序
原题：生产中的技术改造项目应该遵循怎样的程序
楼主的这个帖子我浏览好几次，现在把我总结之后的经验说说。
正常运行中的装置进行改造，大企业和小企业、、中资和外资、大型改造和小规模技术革新的做法各不不同。象中石化这样的大企业，即使二级公司本身也有自己的具有设计资格的队伍，如小型的技改，流程是这样子：车间发现问题并拿出改造方案，然后报厂级部门会审，车间自己排定在大修期间的施工计划，在开工后负责验证，上报厂级部门核准验收，划如正常生产序列。如果是大型的技改，则要由厂级技术部门报总公司排计划，由总公司技术部门参与下进行设计、施工、核准、验收。
象小的公司，自己本身没有设计队伍，很小的技改完全由本厂自己的生产、技术人员完成，若是大的技改象涉及增加生产设备、厂房变动等就必须报主管部门备案，跟新建设装置大同小异了。
外资企业虽然不能游离于中方政府部门的监管，但是中方的政府部门一般很少过问这些具体事情，不过外资内部的管理还是相当严格一丝不苟的。象很小的改造如流程某点增加一个阀门什么的，生产部门自己决定，接下来要做的就很严格了，层层上报，知会涉及的部门和官员，跟中石化的会审相似；要知道他们签字是要负责任的，所以都很认真。最后还有更改相关图纸。象大型的改造，则和下属的生产部门没什么牵连，这些事情完全由总部决定，甚至几乎不要求下面的生产人员配合。
总之，生产中的技改，大小企业、中外企业的做法虽各有不同，但是形成的一套做事风格很重要，如果没有套路，胡乱出招，不可能不出问题。希望大家借鉴。
8.上海赛科的乙烯裂解炉管裂缝问题
原题：听说其炉管存在质量问题，仅用一年，就出现了裂缝，谁知道是哪个厂家生产的炉管，什么原因造成裂缝？

裂解炉炉管的材质一般为1Cr19Ni9Ti，这是一种无缝钢管，离心浇铸。不要怀疑是用错了材料，毫无意义。炉管开裂和使用一年无关，原因有多种。我在此只分析一种情况（我认为最可能的），你提供的信息中“一年”这个关键词很重要，主要是你们的操作人员还没有从试车保运中度过，因为操作失误是裂解炉炉管个别部位产生很严重的结焦渗碳，因为结焦的部位产生高于其他部位的高温，裂解炉管在844-900度，甚至高于900度的温度下，结构很脆弱，结焦膨胀，胀裂了炉管。
上海赛科2005年3月18日正式投料试车，至今已经两年。裂解炉炉管烧裂、烧穿、吹灯泡的现象在老的乙烯厂几乎不见。
我不能排除裂解炉管也有质量的硬伤等其它任何可以拆测的原因。对于开工一二年的工厂，只有这个原因最可能导致。如果楼主是赛科乙烯的，看一下当时的操作记录应该一目了然。


9.高压汽包二氧化硅严重超标是什么原因

原题：近几天我单位高压汽包二氧化硅严重超标，正常生产时PH 9.5   电导30us/cm 磷酸要8mg/l  二氧化硅800ug/l
现水质为  PH 8.8    电导15us/cm   磷酸要  6mg/l      二氧化硅 20000ug/l
因为要降低硅含量，汽包进行大排大补，所以前三项指标数值下降，但二氧化硅最高时达31000，对水系统全流程进行分析检查，未发现有循环水或其它物质漏入锅炉给水系统的事故，请问是什么造成二氧化硅超标的？硅又是从哪里来的呢？
高压蒸汽驱动汽轮机，所以长时间下去对汽轮机非常不利，急！

根据你的前后分析单对比，电导率已经很低，如果硅含量超标，直观的指标是电导率升高，而这和你的分析单数据是相背的，且另外的两相指标也不高。由此判断，很可能是你的电导分析仪器出现了漂移，建议重新做标定。
实际上产中，锅炉水经常检测的指标是pH和电导率，这两项指标超标，工艺人员才决定加大常排、间排量。pH值表述酸含量，电导率表述的主要是硅含量，只要这两项指标正常，不会对透平产生危害。
为了讨论的严谨性，我对比了电厂和乙烯厂的锅炉水的控制指标。在同级别的锅炉水的控制中，电厂要求控制并分析钠离子，而乙烯的锅炉水不控制这个指标，这个指标已经由前系统的水处理来控制。其他的控制基本相同。那么影响锅炉水的电导指标就是硅含量影响电导率了。这就是为什么说当汽包中分析硅含量超标一定加大联排的原因。 PH 、 电导、 磷酸等都正常，哪里来的硅宏量超标。


10.关于气体置换方法

原题：一大型设备，盛装混合气体，该气体密度大于空气，容器直径3700，气体出口距底板100，在容器上部有一直径为50的空气入口。请问各位，用干燥空气能否把该气体置换干净？

气体和液体的特性有巨大差别。气体虽说也有平流之说，但是不会产生液体的鸡尾酒现象。象你描述的这类容器的置换，适当的方法是这样的。
1、连接临时短管从罐底部接入干燥空气，充压至XX公斤压力（这个罐的操作压力），稍静止几分钟。
2、打开排空口，快速卸压，至常压。
3、关闭排放口，再次充压至XX公斤压力
4、继续快速卸压至常压，反复3次，取样分析SO2,CO2的含量。一般在4次置换之后SO2含量应该在ppm级别。
需要注意的问题：
1、必须是干燥空气
2、必须从罐底部引入气体效果才最好。
3、为了增加效果，可以在第一次引入空气的时候，也打开顶部排放口，是内部形成空气流动，试置换效果更佳。
4、如果要置换后进入，必须打开人口和下部管口，形成贯通，物料入口打上盲板。

11. 冷冻盐水管路使用阀门

原题：大家在盐水总管路上使用的是哪种阀门？我现在用的是闸阀，明杆 暗杆都用了，经常发现不是阀芯脱落，就是关不死，反应釜夹套通盐水用的是球阀，发现经常卡死。现在考虑用衬氟球阀或rpp球阀，不知行不行？

楼上的坛友，楼主所说的盐水，不是指的NaCL水之类，其实是醇类，没有盐析的问题，此处应该使用PVDF衬里的球阀，主管路上的阀门可以选择截止阀，或者球阀也可。

12.泵出口常压，止回阀是不是就可以不用设了？

原题：泵出口常压，止回阀是不是就可以不用设了？可是泵出口压力有20公斤，将物料打入一常压罐，设计院在泵出口没有设止回阀，为什么？

楼上的各位都忽略了一个问题，就是这台泵的背压是多少。虽然泵的加压压差为20kg/cm2，出口为常压条件，但是背压是多少呢？楼主没有告知，大家想象出口为常压，背压应该不会高，楼主在描述问题的时候忘记了很重要的参数。
如果背压为负压，出口的止回阀是不应该省略的。泵的压差为20kg也不足为奇，或许目标罐处于相当高的位置呢？目标罐为常压，而泵压差为20kg的工况我见过的。
我个人认为这么高压差的泵出口必须安装止回阀，既使根据标准可以省略。
一个完美的设计必须依靠丰富的现场经验，否则仅仅靠生硬的法典，也会有瑕疵。

13.请问螺栓（螺柱）最小（最大）的伸出长度是多少

原题：请问法兰用螺栓（螺柱）最小（最大）的伸出长度是多少，标准出自哪里？

法兰螺栓是有标准的，但是恰好这标准和实际相吻合，实际上是螺栓紧固好之后应该两端分别约留出一个螺母高度的1.5倍，也就是再加上一个螺母也可以，有些时候一个螺栓上必须把紧4个螺母加两个垫片。太短不好。留出太长不好看，有时也没有过多的空间。

14.列管换热器不可拆卸吗

原题：根据厂家提的资料，换热器安装孔直径1.4m；土建设计了φ1400圈梁。
现在换热器到货了，设备外径1300，封头法兰1500，开孔小了。厂家承认是他们资料错误，但换热器由于密封形式特殊，不能拆开，要求通过砸楼板的方法安装设备。
请教一下，
1.列管换热器是否确实难以拆卸？
2.各位遇到这种开孔小了的情况，一般是如何处理的？

没有什么设备不能够拆解，但是你说的这个事情的处置，相对于楼板扩孔来说，拆解换热器的代价有些大而且会有隐患。楼板扩孔不是个艰难的任务。遇到这种事情，只要不是设备本体有问题一般不对设备本体进行手术。


15.统一操作思想的办法

原题：化工生产连续运行过程中，如何达到的不同班组的不同操作人员统一操作思想呢？请教高见！

这有什么难的啊，你把操作规程制定的足够严密就可以了。如果你的操作法粗糙，漏洞多，或者多处给的都是指导性的，那操作工就可以任意而为之了。然后你要有完善的检查制度来配合操作规程，不就解决了。管理者很重要的思维是靠法制还是靠人制，没有你（管理者）在可以不可以，如果没有你在场，一切都失去控制，那么一切的责任不要算在操作工的头上。不要把简单的事情搞复杂了，管理工作也要化繁为简。

16.关于开源节流

原题：对公司下一步开源节流的思路和办法提一些合理的建议

大家学习过EVA吗？
其实这已经不是新概念了，不过在国内很少有人问津。EVA就是经济增加值。楼上各位全部描述的东西都在这个概念中。在国内EVA一个广告书（只能这么称呼，因为没有实际的内容）要卖30元EMB，原版的还没有引进。国外公司的经理人必读的书。它是公司治理的行为规范：不该丢弃的大头针被丢弃了就是浪费，这个就是公司人人遵从的理念。但是节能的行为本身也有成本，如果我们大家为了节省一个大头针却花费了比大头针还高的成本则表示节能失败。
现在的节能减排也属于这个概念之一。把事情做得又好又快也属于这个概念。所以如果一个公司的经理或者管理者想开源节流的话捷径就是先组织学习一下EVA，让公司员工都按照这个概念来规范（不是限制、约束）自己的行为。

17.化工设计这行是越老越吃香么？

原题：感觉是随着年纪增长，设计经验丰富，是这行业的最佳状态。不知道对不对？

年纪增长和设计经验丰富绝不是一回事。我见过很多人工作很多年但是几乎是重复做一两样事情。设计经验的丰富要求你要经常参与、思考、总结、挑战、创新。这些能够做到，势必会有丰富的阅历和经验。想没有经验都不行。

18.这么小的设备设置人孔的目的？

原题：这么小的设备设置人孔的目的？

中文“人孔”是英文man hole，man hole只是man hole，可是适合人进入但没有说一定要进入的意思，设备内部只要有可维修的部件就要设计类似的man hole，你的贴图顶部没有开端口，侧面一定要有这个人孔了。很常见。

19.工艺操作事故

原题：去年吉化苯胺爆炸，就是因停车检修时一台阀门忘记关闭，造成超温引起的恶性事故，引起举国震动。

我个人觉得楼上介绍的“去年吉化苯胺爆炸，就是因停车检修时一台阀门忘记关闭，造成超温引起的恶性事故”的这种比较流行的说法基本站不住脚。我在中石化以及外企都做过，我可以说在中石化和我知道的外企，即使你忘记关闭了某个关键阀门也不至于造成那种恶果，因为非常严密的保安措施和手段以及严密的生产安全管理和职工个人素质，基本把事故发生的几率降为零。坊间盛传的这种流行说法一般不是真相，大家还要审慎参考。大概真相只有事故厂几个人掌握。至少公布的说法不周密。
我十分赞同楼上对大家的劝诫，尤其对新人很有现实意义。

20.加热炉内衬脱落可能引起的后果

原题：前几天装置人员巡检发现，进料加热炉辐射段靠近对流段处外壁钢结构有隆起，说明加热炉内衬脱落。隆起总共四处，最厉害的隆起高度2cm，表层油漆脱落面积约0.3平方米，表层测温最高时215°C，目前在监控状态下。以前没有接触过该情况，我想请教大家若该情况继续恶化可能引起的后果是什么，必须做怎样的处理预案？
加热炉为箱式加热炉，辐射段型式为立式单面辐射侧烧，烧嘴对称东西面各6个，出现内衬脱落地方离烧嘴3米以上靠得不是很近，但离进料出口管线1米左右。

情况还不算太坏。你为什么不通过窥视孔观察一下内部情况呢？至少现在还没有造成脱落，你可以根据观察结果和下一个停车检修的时间安排来考虑准备内部维修。注意控制全部的加热炉的开工升温曲线和现在生产中不能出现辐射段高温的状态。


21.精馏塔进料口发出水激声

原题：我公司精馏塔的进料口日前在开车中发出水激声，进料为泡点液体，阀门后的管线已放粗，由DN100放大至DN200，进料口设置有管式分布器，请大家帮我分析一下原因？

精馏塔的进料口在进入塔内部的端口上有一个挡板，一楼我建议你在合适的时机检查一下有无（不过我认为应该不会忘记加上），有“水击”的声音也可能是进料中含有两相所致，也可能是管线的走向有些问题所致，可以检查一下。

3楼的的问题在以蒸汽做再沸介质的换热器时常会出现，主要是凝液造成的轻微水击，注意控制一下凝液罐的液位。


22.乙烯装置检修的安全注意事项

原题：工作单位马上要进行大检修想集思广益．．．．先谢谢了

中石油，中石化及地方的乙烯装置都有专业的安全检修规程，进入检修现场的化建公司也有自己的安全检修规程，这些都有现成的，基本大同小异，找一本即可。对人员的粗略的建议是：1进入现场一定遵守安全规程。2、进入现场要左顾右看，注意头上脚下。3、不要在检修现场“游戏”。4、不要擅离职守。5、服从命令听指挥。太粗略了。

23.请大家对一个刚到生产车间的毕业生提一些建议，多谢了

原题：刚从学校毕业到了一家集炼油和化工生产的企业，目前正在MTBE车间学习，所学专业是化学工艺，从学校到工厂有了一个非常大的变化，对工厂生产的很多东西都很陌生。虽然公司领导说这只是让我了解一下化工生产过程，以后可能到另外一个新项目去开展工作，但是我也想在这里学点东西。刚来车间半个月，目前工作内容是巡检，其它时间都在DCS控制室里面。目前车间主要的设备就是精馏塔和反应器。很想请教大家，作为一个学习工艺出身的新人，在车间要加强哪些方面的观察和学习？特别是到了新项目中，这些东西能够体现我在车间有所收获。谢谢大家了！

给你个建议，其中奥妙无穷。
要想学的到别怕脸皮薄，要想学的好紧跟师傅跑，要想学的会就跟师傅醉，要想学的精经常侧耳听。
做人、做事、做学问的道理都在其中。日后做管理者也是个优秀管理者。

24.油罐区管线为什么要加绝缘法兰？

原题：求助：油罐区管线为什么要加绝缘法兰？

给各位一个答案供参考。
此种绝缘法兰在进行了阴极保护的输配管网的楼幢阀处及需进行电位分区隔离的埋地管阀井中使用。进行埋地输配管网的分区隔离可以较清楚地掌握各区管网的阴极保护情况；对阴极保护分区进行评价，针对不同的阴极保护情况进行处理；当相邻区的保护电位相同或相近且达到保护电位要求时，可用跨条将绝缘法兰两边连通进行统一保护；当相邻区的保护电位相差较大时且有达不到保护电位要求的区时，可将达不到保护电位要求的区进行特殊处理直至符合要求为止，以后再连片运行。
楼主问油罐区管线为什么要加绝缘法兰？那是你们的罐区为了隔绝外界的不同电位。只是界区而已。但是在你们的油罐区域内部的管道连接一定不会不采取静电接地的措施。

25.冷冻盐水对内胆不锈钢反应釜腐蚀问题

原题：夹套中通冷冻盐水对内胆不锈钢反应釜腐蚀怎么办?请指教!

冷冻盐水是个通称，楼主说的是什么组分？不会是NaCl 吧。
我们使用的是乙二醇/水，没有腐蚀的概念。现在世界上已经禁止使用氟利昂了，不能考虑这个介质了。

26.以沧州大化TDI装置爆炸问题为例谈事故应急方案

原题：沧州大化TDI爆炸前，首先是甲苯泵出现泄漏着火，灭火后，紧接着二楼硝化装置发生爆炸，请问出现此中情况该如何处理。我厂是一家苯胺生产企业，也有硝化装置，是立即停车，还是先灭火。

哪里有先后的行动。
化工厂发生各种级别的泄漏虽然不是天天发生但决不是保证不发生的事情。可是发生泄漏就一定要造成火灾或者爆炸吗？肯定不应该这样。
根据你提供的情况，首先是甲苯泵出现泄漏着火，应该泄漏很多的化工物料，能否断定，沧州大化TDI装置没有可燃气体报警器系统，这就错过了第一发现事故的可能。第二发生泄漏后没有相应的联锁动作或者没有采取正确的人工干预应该是错过了进一步的避免机会。现场都是防爆设备，火种哪里来呢？
接着二楼硝化装置发生爆炸和泵的泄漏着火是两起事故，互不搭界。
所以贵厂是一家苯胺生产企业，也有硝化装置，如果发生类似的事情，你问是立即停车，还是先灭火，我个人认为是同时进行，不过这个停车可能是局部的也可能是全部的停车。要根据情况而定。
根据统计，民航发生一起坠机，在之前这个飞机已经发生相关失误29起。如果化工厂不想发生类似的事故，还是根据法律、法规、行规及各种管理规范认真梳理一下吧

27.反应釜瘪了

原题：一制取生物柴油不锈钢反应釜，壁厚5mm，直径1.5m，夹套加热，釜内工作压力1公斤，温度75摄氏度，夹套用蒸汽加热，约2公斤，出现筒壁内陷，纵焊缝裂，请各位高手指点！

估计你使用的是低压饱和蒸汽，如果在日常生产中时常出现水锤汽锤，可能会出现你描述的问题，即所谓金属疲劳。如果没有这种类似的操作因素的干扰，可能的原因应该只有设计或者加工的环节有致命问题。因为我们不妨提问：即使夹套要憋压或者真空，就必然会导致筒体内壁内陷或外陷吗？答案肯定是否定的。
憋压不会发生，因为夹套入口或者出口有安全阀。
因为夹套内产生真空：也不会影响筒体和夹套的结构，内部结构可以抗拒的。我推测是因为筒体和夹套结构上有缺陷，或者加工工艺上有缺陷导致你的反应釜筒体发生内陷。向XXX索赔（？）


28.如何不让滤布铲烂

原题:我们这有一滤缸，尺寸3000X2000X600，上面铺一滤布（含棉高的哪种），员工在用铁铲出固体湿料时，铁铲易将滤布铲出许多小洞，维修麻烦，影响生产，请问如何才能不让滤布铲烂，怎么解决？

铲除滤饼很忌讳用金属铲，再结实的滤布也会很快被铲坏。所以第一不能用金属铲，改用塑料平铲，如PVDF的或PP的，第二建议你选择高级的滤布，虽然贵点但是因为耐用，成本比普通的滤布要低。第三，滤布下部的支撑板必须平整，你的滤布被铲出好多洞，也应该和下部的支撑板有许多小凸出点有关。第四，选用自动刮料机（可能增加成本，但是省心）

29.蒸汽充分利用

原题：我们单位从热电厂购买中压蒸汽（1.5MPa），部分直接使用，部分变为低压蒸气（0.5MPa）通过两种方法变为低压蒸汽，一是控制阀门减压，一是通过喷射器抽取部分低低压蒸汽（0.12MPa）变为低压蒸气。我想请问这样是否没有充分利用中压蒸汽的能量？

在实际生产中，只要你的资源没有释放到大气中就不算没有充分利用。高级别的蒸汽动力，在使用中一般是使用其动力能量为最佳。例如中压蒸汽驱动中压透平或者其他中压用户-------进入低压网或者成为中压凝液-------用户------低压凝液------回到锅炉水系统。或者中压蒸汽直接作为低压蒸汽网的调节蒸汽来稳定低压蒸汽系统。
高级别的蒸汽都有一条线进入下一级系统作为平衡控制。这些都属于充分利用能量。

30.自来水图纸问题

原题：自来水图纸上阳接、阴接是指什么，请高手指教

阳接、阴接是指内外的意思。例如阳接罗纹就是指罗纹就口是外部罗纹口，当然就有对应阴接罗纹的管子了。

31.－196℃管道的保冷

原题：有人作过－196℃管道的现场施工吗？
有，请介绍一下。采用何种保冷材料施工方便呢？
有采用真空夹套管，外再田石英砂的做法吗？

施工没什么不方便的，一般用聚氨酯现场发泡或者预制件现场保冷。只要找个合格的施工队别偷工减料就好。

32.蒸汽冷凝水的问题

原题：蒸汽主管道冷凝水的PH值在8.5左右，进入车间后经过换热器使用后冷凝水的PH值降至5左右，而且因为这样的情况很多管道已经腐蚀穿了，已经确认不是工艺泄漏的原因，管道会有什么样的原因可能导致冷凝水PH值降低呢？大家探讨一下

根据你描述的情况，应该不是蒸汽系统加药系统出了问题，试想，主管道进入换热器之前的pH正常，只是经过一个用户（或者几个）就发生问题，原因倒查不在前而是在后。蒸汽原水系统就连续加入了药品有amonia/Hydayzin/Phosfate等溶液，控制腐蚀及碱性。换热器被腐蚀是双向的，一个方向是工艺侧腐蚀，一个方向是换热介质即冷凝水腐蚀列管，可以肯定你描述的冷凝水不具备腐蚀的条件。你应该检查工艺侧的腐蚀问题。
我浏览了你的关心的很多帖子（有是搞酒精的），是否首先检查一下换热器材质是否正确？


33.请教：对于固定管板式换热器和浮头式换热器能从外表一眼看出来吗？？

原题：对于一个大型化工装置，换热器是必不可少的设备，对与不同的换热器类型，我们如何能快速而准确的判断出它是属于哪一类的，其基本结构是什么样的呢？
以固定管板式换热器和浮头式换热器为例

新型浮头式换热器浮头端结构，它包括圆筒、外头盖侧法兰、浮头管板、钩圈、浮头盖、外头盖及丝孔、钢圈等组成，其特征是：在外头盖侧法兰内侧面设凹型或梯型密封面，并在靠近密封面外侧钻孔并套丝或焊设多个螺杆均布，浮头处取消钩圈及相关零部件，浮头管板密封槽为原凹型槽并另在同一端面开一个以该管板中心为圆心，半径稍大于管束外径的梯型凹槽，且管板分程凹槽只与梯型凹槽相连通，而不与凹型槽相连通；在凹型和梯型凹槽之间钻孔并套丝或焊设多个螺杆均布，设浮头法兰为凸型和梯型凸台双密封，分程隔板与梯型凸台相通并位于同一端面的宽面法兰，且凸型和梯型凸台及分程隔板分别与浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽相对应匹配，该浮头法兰与无折边球面封头组配焊接为浮头盖，其法兰螺孔与浮头管板的丝孔或螺杆相组配，用螺栓或螺帽紧固压紧浮头管板凹型和梯型凹槽及分程凹槽及其垫片，该结构必要时可适当加大浮头管板的厚度和直径及圆筒的内径，同时相应变更加大相关零部件的尺寸；另配置一无外力辅助钢圈，其圈体内径大于浮头管板外径，钢圈一端设法兰与外头盖侧法兰内侧面凹型或梯型密封面连接并密封，另一端设法兰或其他结构与浮头管板原凹型槽及其垫片或外圆密封。
浮头换热器的特点：
浮头式换热器的一端管板固定在壳体与管箱之间，另一端管板可以在壳体内自由移动，这个特点在现场能看出来。这种换热器壳体和管束的热膨胀是自由的，管束可以抽出，便于清洗管间和管内。其缺点是结构复杂，造价高（比固定管板高20%），在运行中浮头处发生泄漏，不易检查处理。浮头式换热器适用于壳体和管束温差较大或壳程介质易结垢的条件。
固定管板式换热器主要特点：
固定管板式换热器主要有外壳、管板、管束、顶盖（又称封头）等部件构成。在圆形外壳内，装入平行管束，管束两端用焊接或胀接的方法固定在管板上，两块管板与外管直接焊接，装有进口或出口管的顶盖用螺栓与外壳两端法兰相连。它的特点是结构简单，没有壳侧密封连接，相同的壳体内径排管最多，在有折流板的流动中旁路最小，管程可以分成任何管程数，因两个管板由管子互相支撑，故在各种管壳式换热器中它的管板最薄，造价最低，因而得到广泛应用。这种换热器的缺点是：壳程清洗困难，有温差应力存在。当冷热两种流体的平均温差较大，或壳体和传热管材料膨胀系数相差较大，热应力超过材料的许用应力时，在壳体上需设膨胀节，由于膨胀节强度的限制，壳程压力不能太高。这种换热器适用于两种介质温差不大，或温差较大但壳程压力不高，及壳程介质清洁，不易结垢的场合。
sorry to 5楼的愤怒,幽默一些有益健康。咱们做技术的人通常的弱点是喜欢叫真。

34.请教：火炬放空的伴烧蒸汽调节采用什么模式最好，谢谢！！

原题：请教：火炬放空的伴烧蒸汽调节采用什么模式最好，谢谢！！

应该叫做消烟蒸汽。
建议你手动操作，不要使用任何关联控制。如果你采用串级控制，在有大量火炬气排放时，也会有大量的蒸汽随之排放，这会直接影响蒸汽系统的三级压力控制平衡。造成的影响比较大，如透平的平稳，高压的波动等等。所以，当有较大的火炬排放时，通过视频可以看到，操作人员手动跟随一下就可以了，来的更主动些。


35.北方冬天对重油管路有什么要求?

原题：北方冬天对重油管路有什么要求?一直在南方待着,做南方的项目,不知道重油管路在北方有什么要求?是否要伴热,保温?对埋地管道有何要求?

北方(假设以北京为界)，不论冬季夏季对重油管路都要有保温伴热。
首先重油的凝固点都很高，在常温下会凝固或者变得粘度很大，即使在夏季环境温度比凝固点高，重油的流动性也很不好，重油的管线也要保持伴热，一般用低压饱和蒸汽LPS。
第二、重油管线在空管状态也要保持伴热状态，防止低点凝结。
第三、对重油的埋地管道也同样要求伴热保温。（这种管道为什么要埋地？长距离运输吗？）
第四、在冬季要对重油的伴热按时巡检防止因为伴热失去导致重油凝结。

36.循环水试车时，循环水管道中一直有噼里啪啦的响声，请问是什么原因引起的？

原题：各位高手，今天我们公司循环水试车过程中，管道里面一直有噼里啪啦的相声，有点象金属的撞击声，但又不完全象，说是气体产生的声音，但在高点放空也没见有气体放出，声音一直持续了一整天，并且循环水管道一直处于震动状态且震动比较大，导致整座框架结构都产生震动，请问各位高手是什么原因导致这种现象？

我知道是怎么回事。有大概下面几个问题
1、是你们的循环水系统在施工结束前，内部的杂物(砖头、碎木、焊条头等等遗弃物)，在试运行时，撞击管壁造成的声音
2、循环水管线一般都是大管线，因为试运行(包括以后的停车再开车)时候，管道内部尚未充满水，水流动的时候撞击管壁、阀门等处发出的声音
3、水流动时候驱赶内部的空气流动，产生水锤、气锤，甚至使管道强烈震动，地面上的管道部分甚至摇撼(危险)。
还有其他更多如膨胀弯不正确等等原因。直到管道内部的杂物统统收集到泵入口的过滤网后，杂物撞击才会停止，直到水完全充满管路后，管道才会安静下来。
解决办法：上边说了。重要的是循环水系统启动时，阀门要开小，使系统充压。
仅供参考。

37.生产中泄露,又不能停车怎么办

原题：生产中泄露,又不能停车怎么办

17楼shanghaisecco的说法比较靠谱。楼主的命题很泛泛，当工厂发生生产中泄漏，首先进行的是评估，根据评估才能下结论采取什么措施。可以说很多时候尽管泄漏很严重但就是不能停车，采取的措施和办法各楼都有，这已经不是什么新鲜的难题了。等到了检修计划时才能彻底解决掉。

38.谁知道蒸汽凝结水管网出现水击现象是怎么回事?


原题：谁知道蒸汽凝结水管网出现水击现象是怎么回事?

蒸汽凝结水管网出现水击现象的成因有下面几种：
1.蒸汽直接通过短路进入凝液系统。这种情况比较多，例如疏水器排凝也漏过蒸汽（设备问题）、蒸汽换热器通过凝液罐直接进入凝液系统（操作问题）等。
2.凝液管网系统内某处管路存在洼兜（pocket）
3.有未被发现的高等级的蒸汽凝液错误接入的管线。


39.请大家谈谈项目建设中，工艺管理有哪些要点或注意事项

工艺管理的概念对于设计方和建设方的内容是不同的，我说说建设方的工艺管理。在一个工程的基础设计阶段，工艺管理的介入重点是审查专利商和国外承包商的工艺包的漏洞，这个阶段十分重要，这个阶段没有发现的错误，到了以后纠正的成本就很高，尽管工艺包中很少有错误，所以主要是挑刺。
在基础设计之后和详细设计之前，工艺管理的主要任务是抓好培训。并为详细设计会议提供“炮弹”。就是把国内其他装置发生的工艺问题不能在我的身上再发生。并为日后的开工做好准备。
详细设计会议后，工艺人员一般会进入现场，这个阶段的工艺管理的重点就变成了对施工单位的监工，对照PID查找现场的每一条管线和线路上的内容是否按图施工，并且施工上是否存何问题。这个阶段是工艺管理最重要的，其实就是自己救自己。这个阶段会诞生很多流程王和流程通，一旦管线被保温保冷之后，很多的管线就被隐蔽，不能任意拆解外部包裹材料来看内部了。详细设计阶段之后的工艺管理重点在于熟悉现场、发现并报告现场施工的问题，为日后的开工最准备。
在接下来的单元试车和联动试车的阶段工艺管理的重点是练兵。近于实战的演练一方面是检验打通流程，一方面是对工艺人员的开工能力的评估。这个阶段的成绩好坏直接决定日后的实物料开工的成败和成本高低甚至关乎装置和人身安全。我把经验写在这里，就是让大家知道，要想把一个项目做好，工艺管理工作一定要注意以上要点。


40.请问换热器查找管程漏点的方法

原题：请问换热器查找管程漏点的方法以及处理的方式是什么
某网友： 1、壳程改付线。
2、壳程切出（如果阀门不能关死,并加盲板.）
3、管程继续投用。
4、打开壳程底部排凝口，观察排出物，如果排出物中有管程内的介质成份，则说明管束泄漏。


5＃楼的办法断不可行。
通常的办法是用壳程充压，对管程反向检漏，用板刷蘸肥皂水刷列管管口，鼓泡者即为漏管。
处理漏管的方法很简单，两头打上楔子，这根列管就光荣下岗了。
关掉几根列管对换热器都无所谓的，你知道打开管箱抽出一根，象给龙王爷抽筋一样，容易吗？我们在实践中一般都是这么做。除非你的换热器太小了，列管“一个都不能少“。

41.常压蒸汽热能如何利用

原题：在工业生产中， 经常碰见常压（或微压，表压不大于0.02MPa）的蒸汽直接排放到空气中，不仅周围烟雾缭绕，对环境造成污染，而且，造成能量的巨大浪费，常压蒸汽的热焓为639.2kcal/kg，与0.5MPa的蒸汽657.9kcal/kg差不多。我曾设想过，用压缩机加压，将压力升高到0.5MPa使用，由于没有合适的压缩机，一是处理量太小，不能工业化，还有成本太高。

你知道，在炼钢企业的连轧连铸的过程中产生大量蒸汽，这类蒸汽没法回收。但是你们的蒸汽含有少量的碱，含量不大，但是属于宏量，就必须考虑回收了，否则在当前的环保形势下，你们会有麻烦的。至少可以回收一部分，环保压力就小了。你们自己也够难受的，装置四周的环境到处含有碱，颜色也不好看。建议楼主，如果问题很严重，最好立项，让设计院来解决。我能想象得出你们的现场是个什么景象。

42.对易燃、易爆的介质，容器是否应进行气密性试验？大家是如何考虑的？

原题：对易燃、易爆的介质，容器是否应进行气密性试验？大家是如何考虑的？
HG20584-98的9.3.1款有这规定，《容规》、GB150-98又没有这规定。

你的问题要细分情况，不同的情况有不同的处置方式。例如你的是很大的体积象大型球罐，就必须单体做气密试验，然后还有带系统做气密试验。如果是容积很小的容器，原则上也可以做单体气密试验，但是不能够以大型罐的气密标准来判断，要连带系统最终做气密试验来判断整体是否合格。以上是个原则。

43.是流体阻力问题吗？如何解释

原题：PID上这么写着：MINIMUM ELEVATION DIFFERENCE BETWEEN BOTTOM NOZZLE  OF PRIMARY STRIPPER (T-2260) AND FEED NOZZLE OF SECONDARY STRIPPER (T-2270) IS 6.3m. 设计院这么翻译：10.要求T-2260底部切线与T-2270进口管嘴垂直距离最小保证6.3米.在实际安装过程中，此距离为2.5m左右，将问题返给设计院，设计院出了个变更说是管道阻力问题，建议将4“的流量计改为6”，与管道同径。且要求流量计阻力小于1KPa。
请教一下，应该从哪方面去考虑这个问题？如何考虑呢？？

说说个人观点。
那段英文的翻译不是很精确，但是没必要讨论。
首先不去讨论前面的高位气提塔T－2260为什么被降低了安装高度。但是该塔的安装高度被降低之后，物料进入后塔气提塔T－2270的进料流量会发生很大的变化，因为净压差变小了（假设两塔的参数不变），这将导致后塔进料分布有直接影响。能保证后塔的进料量不变的外部保证只有增加进料管线的口径。但此举不能改变进料的压力。


44.求助 关于管道扫线的问题！

原题：1400M的 燃料油管线，DN350 用压缩空气扫线 效果会怎样？1400的DN300管，氮气子弹头顶线扫乙二醇 效果可以吗？哪位 大侠有关于扫线工艺的介绍，可以提供小弟吗？不胜感激！！！

这种多功能的管道，在切换功能扫线时还有一种方法就是用水扫线，水进入这些燃料油的储罐后，在罐内再切水。如果是长时间停用扫线就应该考虑用蒸汽扫线了。

Horse

装置建设/开工/日常管理汇总之二

45.罐区放空怎么解决

原题：现在在做一个储运系统罐区，储存芳烃和C4，主要有苯、甲苯、邻二甲苯、液化石油气、1，3－丁二烯，丁烷等！
共有12个罐，最大就是1000的苯的储罐，苯是储量最大的2个1000立的，甲苯800*2，邻二甲苯600*2，液化气100*2，1，3－丁二烯80*2，丁烷63*2
现在这个罐区的放空怎么解决呢？火炬还是建个回收罐？

现在在世界范围内石化企业都实施无火炬项目，实施火炬气回收，节能和减排。象你所说的基本都属于较重火炬气，比较容易回收和利用。本身罐区也不大，你可以设计回收装置和事故火炬。火炬的设计事关安全，你应该请有中石油、中石化、中海洋项目经验的设计院设计一套回收装置。

续问：是不是只需要一个回收罐，还是一种一个啊？

象你描述的这些罐正常下本身没有跑冒，如果发生事故，重要的是保证人员、设备以及不发生衍生事故，哪里还顾得上回收的各种“杂货”啊，能收回来已经谢天谢地了，之后的东西就看怎么处置了，也可能作为燃料或者返回到前部进行分离或者卖掉。

46.蒸汽过热温度的控制

原题：讨论：炼厂从汽包出来的饱和蒸汽经过热器后成为过热蒸汽，之后才可以供全厂汽轮机等使用。那么，请问：一般高、中、低压各级别蒸汽的过热温度一般是如何控制的，有无规范要求？欢迎大家讨论

过热的高压蒸汽（SHPS）系统作为全厂动力主要供应背压透平，然后进入中压蒸汽系统（MPS）；另外为了维持MPS系统的稳定，多余的SHPS通过减温减压器直接将SHPS引入MPS系统。有时某个透平因为各种原因停运了，SHPS主要通过减温减压器进入MPS系统，尤其是装置开工的时期。减温减压器根据控制理论分析，就相当于透平的旁路阀门。
中压蒸汽（MPS）也是动力系统，如果装置内有中压透平的话，也要通过背压透平进入低压蒸汽（LPS）系统，通SHPS/MPS系统的控制一样，也有一个减温减压器来控制MPS进入LPS系统，作为MPS系统的压力控制手段。同时MPS也作为炼厂很多中压蒸汽换热器的热源，为一些分馏塔等提供高温热源。经过中压换热器换热后的中压凝液（MPC）经过减温减压器闪蒸进入低压蒸汽(LPS)系统。
低压蒸汽（LPS）主要为各个低温级的换热器提供低位的热源，也包括其他杂用蒸汽；象很多的取暖、职工洗浴、食堂。也包括象冬季防冻等等。
全厂的热力系统分别构成高、中、低压系统，并保持相互独立，每个系统也有自己的放空系统以便于在开工、事故等情况下放空，以保证后系统不受干扰。此外每个系统还设置排凝系统以消除蒸汽管网的水击现象。
这些都是保证高、中、低系统稳定的必要措施。
象一些小的企业没有能力建立稳定的蒸汽系统，导致很多的热源用户（象坛内有些网友询问甲醇塔等因为蒸汽系统压力剧烈变化而影响操作的问题），在此也作为一个补充回答下面帖子的问题：“再沸器平衡管线的作用”，就是为什么进入再沸器之前的蒸汽要排凝。

续问：但我问的还有一个问题，就是蒸汽过热度的控制问题，谢谢！

我的帖子你没有看懂。蒸汽的过热由减温减压器控制。全世界的厂家控制的过热度也不尽相同。如SS超高压蒸汽的压力有的是122kg/cm2，温度是550左右度，有的就在100左右，510～530左右。没个同一的东西。主要看对装置的实际需要。况且蒸汽对透平做功，靠的不是蒸汽温度，是压力。在一定温度级上稍微过热是保障在透平的末端叶片上不至于有液滴。如果温度太过热了，主要对透平的叶片合金会产生影响。所以对于高压、超高压的蒸汽还有限制其过热度。
47.氮气吹扫方案如何确定

原题：工艺装置的计划吹扫氮气压力为0.5MPa，但部分设备的设计压力低于该值，且此部分设备的设计压力均不相同，如何确定方案

看把你愁的，头发快白了。谁家的装置流程不是从高压到低压，哪能全是一个等级呀。根据装置吹扫的原则：
1.不同的压力段划分不同的吹扫压力和路线。
2.不同的系统要划分不同的吹扫方案。例如油路和蒸汽管路就不能用同样的吹扫方法。
3.不同的容量的系统要采用不同的吹扫和检测手段
等等。你可不能眉毛胡子一把抓。

48.什么是零排放？

原题：在化工生产中，经常有人说我企业实行废水零排放，请问各位同仁，究竟什么是零排放？

所谓零排放，是指无限地减少污染物和能源排放直至到零。美国资源保护公司在1970年代试验以其专有技术和设备蒸发器组成的工业废水处理系统，对大型工矿企业实现工业废水“零排放”。“零排放”是指工业水经过重复使用后，将这部分含盐量和污染物高浓缩成废水全部（99%以上）回收再利用，无任何废液排出工厂。水中的盐类和污染物经过浓缩结晶以固体形式排出厂送垃圾处理厂填埋或将其回收作为有用的化工原料。
然而零排放的内容还不限于此。我们知道工业废物最初大致分为三废“废液、废气、废渣”，后来扩大为噪声、光、能源等等。零排放始终是工业化生产的环保目标。但是为了达到某方面的零排放也产生了衍生废物排放。美国是工业化生产最发达的国家，但是美国也是作为世界温室气体生产量和排放量最高的国家。
49.安全阀起跳后不能完全回位怎么办？

原题：安全阀排放管线是连在烟囱的管线上的，因工艺原因安全阀每天都会起跳一次，但起跳后经常不能完全回位，造成气体时常少量泄漏，怎么办？

看来你的安全阀起跳还是很有规律的，不起跳都不行啊。
严格的说，安全阀起跳之后即使归位，它的定压点也有漂移。但是高质量的安全阀可以经受住几次起跳的考验。但是大多数的安全阀在正常生产情况下是不能被拆卸的，主要原因是阀体和相连接的设备/管道没有截止阀。如果这样的话，一般怎么处理呢？在你的这台问题安全阀的设备下游，是否有一个最近的安全阀，如果有的话，这个安全阀就可以从功能上代替这个问题安全阀，从而可以将这台安全阀暂时顶死。千万别忘记了，一旦有机会立即从新对其定压、恢复。这是治疗皮肤病的办法。
根本的问题是解决你的糟糕的工艺操作，为什么要每天要导致安全阀起跳一次呢？不解决这个问题你有100个安全阀也不够糟蹋的，哈哈。当然还有其他的办法，但是处置起来有些复杂。

50.滤布变硬，如何处理？

原题：我们现在是在生产工业磷酸一铵，我们在中和后过滤用的滤布，过一段时间就变硬了，使用起来很不方便，不知道那位有没有解决的办法？
滤布变硬，是由于过滤布的立体网状纤维中间充填了固体结晶所致，现在的滤布的结构很多是立体网状编织。解决办法：在你每次（或一定的使用周期）使用滤布之后，按照洗涤程序，清洗一次，然后用高压水枪扫射整个过滤网的表面（注意水枪使用安全，接近100kg/cm2的压力），然后凉干备用。
51.关于管道直径200~500的吹扫(有谁做过的,具体说说)

原题：我们现在正在进行管道吹扫,现在遇到了塔顶的管道吹扫,现在存在的问题是如下:
该系统的其他管线以塔为气源
  ①塔顶和换热器之间没有阀门,只有4个2"压力表开口,一个6"的安全阀出口管(安全阀在塔顶)该管线是和换热器连接的
  ②管口和塔之间有盲板(而安全阀是用吊车装的)
  ③现在出口和换热器间的距离大概有50~70
  ④塔顶的吊柱与安全阀进口水平
讨论下面的方法是否可行,有什么好的建议
    ①用空气吹扫
    以塔顶的2"压力表口为进气口,出口做2"的排放(这是我给他们的意见.进气用胶管在公用站引气.施工方认为可行,但不知道效果如何)
    ②用爆破吹扫,认为没有足够的空间
    ③用水洗
   用消防水压力是否可以达到(塔高50米左右)，还有安全(施工方觉得在进水的时候,消防水管会自重下掉,而存在的安全隐患

首先说说盲板的事情，盲板的拆除那是没有商量的事，必须的；怎么装上的就怎么拆下来。
管线的吹扫主要是吹出水平方向的管道内部的可能杂物，竖向方向没有什么。象塔顶的安全阀，处于高高点，安装的时候即认为是最终安装。你的塔是50米，象有的乙烯塔接近90米，丙稀塔有的110米以上，没有天大的事情塔的高高点上是不能上去的。另外和你说的是，塔顶的安全阀不一定非要安装在塔顶的制高点上，可能就在进入冷凝器之前的某直管段上。一般在110米的塔顶上只有一盏航标灯，以及一个塔压差仪表接口。
塔顶的管线从塔顶下来进入冷凝器的走向有至少两个弯，不能笔直的和冷凝器管口连接，一般设计有一个短管，目的就是方便吹扫。你的“③现在出口和换热器间的距离大概有50~70”，你可以利用，应该可以再使用工具增加一些空间，将下面的换热器法兰口盖上，使用爆破法吹扫，肯定没有问题。这个方向的水平管段很短，根据经验没有什么问题。
你没有说你的工艺情况，不知道你的塔能否装水，但是空气吹扫原则上是不能用水的冲洗来代替的。
另外，吹扫原则还有：吹扫不能以小代大。意思是你的主管线是200的，尽管管线上有各种接口象倒淋、表口等，这些口很小，不能作为替代排放口。
总之你说的塔顶管线的吹扫是好吹扫的，而绝不是最难的。

52. dcs黑屏后，岗位人员该如何处理？

原题：在正常生产操作中，突然发生dcs黑屏事件，在岗人员该如何处理？

DCS发生黑屏的原因还是很多的，有供电/UPS事故的，也有系统软件故障的，也有DCS与其它终端通讯故障导致。但是DCS黑屏只是显示器本体故障，故障不会对各种控制回路有影响。这时候的应急处理措施应该有两方面同时进行。如果是全部的DCS都黑屏，则一方面检查供电、重新启动等动作，一方面操作人员监控各种报警灯的状态，注意装置流程中是否有需要紧急停车的报警，如果没有紧急停车信号，在现场人员的配合下尚可维持检修等待恢复。
DCS黑屏的事故是发生率极低的事故，一般发生全部的DCS全部死机的概率更低。多操作站中一台发生死机，不会影响任何操作。
所以我们在此讨论的黑屏事故能带来损失的情况只能是小装置且只有一台DCS操作站的情况。
只有一台操作站的DCS黑屏，因为装置很小，也没有几个控制点。一方面迅速的作DCS重启的措施，一方面就安排现场人员就地实施重点专人现场监控，维持短时间运行，如果长时间不能恢复DCS，而且也没有二次仪表控制盘，小装置可以暂时停车。
从实际出发，增加一台控制操作站没有几个钱，所以完全没有必要因为装置小而只设计一台独生操作站。
某网友：按照中石化事故应急预案，必须紧急停工！我们可以找出来一个催化装置DCS 黑屏后坚持20多分钟，最后重启后没发生事故的例子，但绝对不允许再次出现这种处理！虽然理论上讲，DCS黑屏后（即死机）——绝不是某些朋友所讲所谓显示器坏了或者UPS断电，也不是单台工作站死机的简单情况（这种情况周围机子改个操作权限就能变成归你用，那是通常DCS的冗余设计必带的）！而是整个集散控制系统的瘫痪！而且也不存在所有显示器一起坏的意外，否则还叫什么风险分散？——按照设计，各回路会输出保持死机前的状态，但你怎么能保证在恢复重启的过程中装置是受控的？在DCS有显示的时候你还要调整呢！你还调的不一定正确呢！没了显示你倒是看着室外会调了？那些书上教给你们的停仪表风什么风开阀开副线风关阀截流的那些操作是停留在早期要生产不要命或者极简单的控制回路很少的装置中的，对于大型炼化装置，毫无疑问，必须停止进料，退守到安全状态——各装置根据各自特点情况有所不同——象常减压是停原油进装置熄炉灭火留长明灯减压破真空三塔保持液位，象催化是切断进料切断两器现场仪表测定再生温度是否符合喷燃烧油条件——总之不要维持在失控状态，一定要受控！各位，安全第一，平常就要做好事故预想，咱们都是搞炼油化工的，可不能在原则问题上含糊，人命关天！

（回复 #23 mjl25mp6 的帖子）如果你要是在中石化按照你的上述想法那样做了，你肯定下岗无疑了。
假设是中石化（其实和什么石化没关系），根据DCS机理和操作站的安排，即使某一台操作站彻底完蛋了，也没有一丁点问题，绝对不会有装置停车之虞。任何一台系统中的其它操作站都可以代劳，否则的话还叫什么DCS。给你附上某石化乙烯装置一个操作岗位的DCS故障时的处理概要如下：DCS黑屏了怎么办？
1.原料和燃料系统的各个阀门仍保持原状态。
2.汽包及炉膛负压表由现场监护。
3.现场监控各个温度、压力、流量及液位关键部位。
4.修复DCS，使用相邻操作站。
5.请示上级。

一般原则：只要不是全部的DCS黑屏或者暂时不能恢复性的故障，就不必采取装置停车的处理。
53.非常急，关于精馏塔的问题，请有经验的专家帮帮我。

原题：有一个精馏塔，顶温偏高，全回流也无法降下来。1、可能是冷凝器面积小，我们已大大降低负荷。2、采用自然回流，冷凝器的高度和回流管径如何确定，可能存在冷凝也回不进去的问题吗？因为没有回流罐，不能确定。

精馏塔采取全回流操作也不是解决塔顶温度高的办法。顶温高就全回流是一个不完全正确的理解。你的塔是塔内自然回流方式，只要不采出就是全回流。但是你提供的这些内容不完整，关键的问题没有写出来。你应该这样提供信息：
1.这个塔之前是正常的，一直稳定（？）
2.这个塔之前也没有进行过检修（？）
3.塔内介质都是非聚合的（？）
4.冷凝介质是（？）
5.再沸方式采取的是（？）

分析一个塔的操作问题并不难，难的是大家猜谜语。

(某网友)我认为的可能性：1、因为是新开工的，可能是设计的自流位差不足且管径也小，因为气相冷凝会产生较大压降，这样就造冷凝后的液体的压力低于塔顶压力，回流进不去，我估计回流量和采出量也没有流量指示，因此回流量不足的情况下冷凝器出口的温度肯定不高，要是结垢或冷却管子堵，那么出口温度高很容易发现。解决方法，冷凝器出口与塔顶加一平衡线，DN20-25就行了。
2、可能是壳程有聚合物堵了，也会造成回流小。解决方法，打开检修。
3、再沸器的面积太大或加热温度过高，造成全塔气相负荷过大，不但冷凝器降不下来温，而且塔顶压力也高，回流的冷量不足。解决方法，降低再沸器温度(热负荷)。
"再沸器的面积太大或加热温度过高，造成全塔气相负荷过大，不但冷凝器降不下来温，而且塔顶压力也高，回流的冷量不足",请问你的这段文字是来自理论还是实践？
理论上说得通吗？实践上出自于什么装置啊？
54.化工厂冬季越冬问题
原题：我们厂是生产BDO的，装置在北方，最冷可以到零下20度，该物料在零上20度就凝固了。请问装置冬季开车和冬季操作都应该注意些什么？
冬季生产对尤其是北方的化工厂都是挑战。重要的是防冻和防凝。
不仅要注意化工物料的防冻防凝，同样设备也要防冻防凝。简单列一下要点：
1.公用工程的管线，其中的低压蒸汽线要注意排凝，水管线要注意末端防冻，工厂空气末端要经常手动试排。高寒地区水和蒸汽集管末端要常排防冻。
2.对于凝固点很高的原料管线，要有伴热并定时检查保温内部温度。对于高凝固点的桶装原料要置于有供暖的仓库或临时储存点。
3.消防水等系统要有冬季防冻措施，消防井要进行保温苫盖。
4.冬季停车保温系统不能停
5.在易凝易冻点常备解冻用蒸汽短管
6.各备用泵定时盘车

55.蒸汽轮机的进汽压力讨论

原题：我厂的蒸汽轮机用在富气压缩机上，当时规定的进汽压力在35公斤左右，请问进汽压力有没有比较好的范围？是不是越高越好？进汽压力超高时有什么坏处？
你的这个问题至少涉及工艺和设备两个专业。
任何透平的入口主蒸汽的压力都是有一定范围限制的，一定不能超出限制。简单点分析，一定的压力蒸汽代表一定的温度，如果压力过高则表示蒸汽的温度也高，过高的入口温度会对透平的叶片的金属强度发生不可逆转的变化，这是不允许的。如果入口蒸汽压力过低，也代表着蒸汽的温度低，不管是凝汽式透平还是背压式透平，都会发生在透平级间产生液滴，造成叶片损坏或者透平水击，后果很严重。

另外，由于入口主蒸汽压力低，透平的驱动力不足，提供的动力不足影响拖动设备的正常运行。相反过高的蒸汽压力可能引起透平飞车的事故，进而造成背压蒸汽系统压力产生严重的波动，将引起这个压级的全部蒸汽用户产生衍生事故。
打个比方，就像电机的额定电压一样，不能接入错误的电网，一旦接错线路，后果你是知道的。
56.急求帮助（调节阀可调比）

原题：有两个调节阀，其可调比R1=R2=30,第一个阀最大流量Q1max=100m3/h,第二个阀最大流量Q2max=4m3/h,采用分程调节时，可调比达到多少？

当调节阀两侧的差压为定值时，调节阀的可调比是指调节阀能够控制的最大流量Qmax与最小流量Qmin之比，或所能控制的最大流通能力Cmax和最小流通能力Cmin之比称为调节阀的可调比。又有理想可调比和实际可调比之分。

根据你给出的条件：R1=R2=30，第一个阀最大流量Q1max=100m3/h，第二个阀最大流量Q2max=4m3/h，可以计算出两个阀门的最小通量，分别是：第一个阀最小流量Q1min=100/30=3.3m3/h。第二个阀最小流量Qmin=4/30=0.133m3/h。
为了方便这里只能讨论理想状态下的并联回路可调比。Qmax＝100＋4＝104m3/h。Qmin＝3.33＋0.133＝3.463m3/h。则R=104/3.463=30.03。
对于实际的情况下，无论直线阀还是等百分比阀都有很大的畸变特性。实际上，由于旁路的分流，主调节阀的实际可调比下降了，旁路阀门开得越大，主调节阀的控制能力越小。由此才有旁路程度的概念。
供你参考。
阀门最小流量和阀门最小泄漏量不搭边。另外在本贴中你不可能算出来实际的可调比，当然不可能知道实际的可调最大最小开度值了。
这里讨论的是调节阀门的最小流量或者说是最小流通量，没有说是关闭状态下的流量，但是最大流量很可能是阀门全开的情况。所以我说和阀门的泄漏量不搭边。如果你有现场经验的话，一个调节阀门的开度大概在3％以下基本就是关闭了，在开度大概在95％以上就和全开没有区别了。所以讨论阀门特性要区别理想状态和实际状态。
57.怎样对DCS上的串接进行有效的控制？

原题：本人目前碰到一难题，就是在DCS上的串接控制。有时候控制起来没有那么稳定，经常出现不稳的状况，希望达人帮帮忙！
你的问题包括两个方面的问题。一个是仪表自控的问题，一个是工艺控制的问题。
先说说仪表方面的问题。串级控制包括两个回路，这方面你应该知道，不赘述。但是这两个回路的PID控制参数是不同的。例如外环的反应速度要比内环的反应速度稍慢，这样你在设定两个回路的PID时要有考虑，但是不能使内环回路的输出有大起大落。
工艺控制方面影响条件很多。首先，投用串级控制，要求工艺当前运行比较平稳。
第二、上游工艺对本系统负荷没有较大影响。
第三、副回路的控制已经能够自动运行平稳，并处在理想水平。
第四、外环的实时值基本靠近串级控制的设定点附近并平稳运行一段时间，这时才能够投用串级控制
另外，负责操控本单元的操作人员要有超前意识，对装置的当前状态要有正确判断，提前预知上下游对本单元的影响，提前作出动作。
58.蒸汽透平(上排凝汽式)在原始开车中应注意那些事项

原题：我们的工厂建设已快结束,开车在即,请教大家:蒸汽透平(上排凝汽式)在原始开车中应注意那些事项?
凝汽式透平在试车中的注意事项很多。我选一些重中之重的因素推荐给你。
1.调速系统，必须试车成功。
2.真空系统必须检查试车成功。
1)冷却水流量OK
2)一二级喷射泵OK
3)大气安全阀OK
4)系统没有严重泄漏OK
5)热井泵OK
6)密封水OK
7)试车中监测复水电导OK

以上是试车中的部分。

weiqj

当时我把解答网友的一些较受关注的问题串编一下，虽说都是基础的东西，我认为还是挺有益处的。希望刚入门的网友有所借鉴。后来因工作繁忙，特别是个人的关注转向到其它领域了，也没有再串编，哈。

030301029

很好的帖子，怎么没有人回复

ownyouinmylife

回复 3# weiqj


    希望有WORD版的，传一份给我，谢谢楼主

chenhaijunsjy

难得的资料,现场工程师教材!

chenhaijunsjy

看后感觉非常丰富,好老师!

三生狼

回复 1# Horse


    很好很强大呀,要是做成附件打包更帅

skkusensor

都是经验之谈啊 好东西

yang150036

这有点乱，能不能做成一个文本


yang150036于2011-10-24 18:17补充以下内容：
这有点乱，能不能做成一个文本

windowsdu

好帖子，定了，受益匪浅

yirengege

好帖子，值得收藏！

biggerman01

真不错，我做现场的，发现这些中有些和我自己摸索出来的差不多，好东西啊{:1106_362:}

唐小丫

这东西我收了！谢谢楼主！马后炮化工论坛真好！

唐小丫

[color=Red]楼主发贴辛苦了，谢谢楼主分享

jackhamy

学习了，楼主的经验十分有用处O(∩_∩)O谢谢{:1106_362:}

chen651230

{:1106_362:}真的 是 好东西 ，一定要收

sadhuchen

楼主发贴辛苦了，谢谢楼主分享！我觉得马后炮化工论坛是注册对了！

hanpingsiping

仔细的看看，真的非常好{:1106_362:}{:1106_362:}{:1106_362:}

唇迹

这个资料挺好，现场施工应该看看那