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姓 名
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崔 帆
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性 别
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男
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年 龄
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29
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文化程度
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统招
大专
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专 业
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IT编程
深冷空分
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籍 贯
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河南省
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联系方式
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18657412348
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家庭住址
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河南南阳西峡
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身份证号码
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411330198304032019
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个人工作经历：
2005年9月-2008年6月 南阳汉特钢冶制氧车间 KDONAr—6000/6000/180 型机先后担任氧压，氩泵，副操，主操。 2008年6月2012年6月 南阳汉冶特钢制氧车间 KDONAr—20000/20000/700
型机 先后担任氩泵，空压，副操，主操，工艺技师。因具程序设计功底，长期涉猎与设备设计与技改工作
2012年8月至今 宁波九龙气体公司工艺工程师 设备 KDONAr 700Y/3000Y/3000Y/100 ,主导工艺改造。 |
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个人简历：
贵公司领导及各同仁，祝好
我从事制氧时近7年，今意图专业精进期待换下环境，步入事业下个阶段，故此向贵公司投递简历一枚，望领导不吝详阅，以览愚资。
05年毕业后（结业院校荆州职业技术学院）随工程师入河南省南阳汉冶特钢制氧车间一线学习磨砺，期间刻苦用功，理论结合实践，有所斩悟。五六年间在制氧各个岗位上都工作学习过：氩泵工，空压工，氧压工，副操，主操，中间为成就一技之长，起伏跌宕，放弃短程利益，规避几度干戈，难堪尽言。深谙各岗位职责及设备控制管理，对制氧工艺调控有紧随时代的成熟见解；对空分工程设计亦有相当程度的涉猎，设计构成，设备构造了然于心。勤学好问，不仅仅拘泥于经验之谈，好格物求致追根求源，故因矢志推动技术进步而与车间以及公司之狭促管理相行渐远，2012年初将个人调离技术岗位半年。8月转入宁波九龙气体公司负责技术改造，然公司在待遇上前后相驳，将我改造计划束之高阁尚在其次，但中层领导鼓噪诋毁个人技术，以年历相轻，再三忍让，渐次心寒，萌生退意，遍寻上进企业效力。职业意向:制氧工程设计，工艺指导，技能培训，设备技改，维护运营等工程职位，愿尽全能，衷其责，要求底薪月结8千税后，有正常假日。联系地址:河南省西峡县五里桥街国道交叉口香港家私城一单元楼或河南南阳汉冶炼钢制氧 崔帆，电话:18657412348。意图详实可来面谈考核。 在工艺上能进行建模思考，提前调整进行故障预防，主张人性化操作，精细化操作，检防并重，使设备达到稳产高产的效果。
此下为中早期我对当前氩塔调试的一些理解,以供单位甄别思路，（这是早前2010年在汉冶公司制氧车间开掘氩产量潜能上的技术研讨：外压缩膨胀空气进上塔流程）：
由理论可知：要想从根本上提高氩的产量，那么相应的氩馏分就必须提高，因为只有最终提高氩和氮在馏分中的比例，好比在主塔中提取俩分同是1M3的氩馏分，如果能把其中的杂质（氧氮）去掉，最终氩馏分较高的气体获得的纯氩更多，但是虽然最终提高氩馏分就能最根本的提高氩的产量，但随着馏分中含有的氩和氮的量越多，氧含量越少，氩塔就很容易发生氮塞，想彻底避免是不行的，能不能找到切实可行的操作模式去避免和防范这种情况的发生，实现高产和稳产并举？
在主塔调配适度的前提下要在C3,C5,C4塔上查找原因，冷量配比是否有问题，对现行氩塔操作来说有以下问题，首先要详细了解下氮塞，在书上是这么说的，由于氩馏分中含有的氮组分过多导致换热通道阻塞，降低了换热效率，这种情况经常会在C4塔出现，有时也会出现在C3塔，C4塔的氮塞是很容易理解的，C4塔顶冷凝器本身就是为了把大部分氩和微量氧冷凝，使氮以气态形式集聚在冷凝器氮侧，部分回收部分同不凝气排出塔外，如果排放不及时则低凝点组分阻塞换热通道，导致氮塞发生，冷凝器无法正常工作，这样很容易解决，加大不凝气排放量及氮气回收率就好了，而C3塔氮塞是如何发生的呢？分析可知，氩馏分上升意味着氩和氮的含量增加的同时氧在馏分中的含量相对减少，但如果V3的开度却并未改变，那将意味着该冷凝器将以过度的冷量来冷凝业已减少的氧组分，这些过量的冷量就会画蛇添足的去冷凝工艺氩中的部分氮气，C3塔的整个温度（从顶端直到底端）对于氮来说都属于不饱和温度范围——冷凝器略微接近，就意味着当少量氮被多余的冷量冷下来以后稍一回流就会遇热气化，上升又被冷凝，周而复始，如鲠在喉，在冷凝器底部往复窜动，阻塞换热面积和通道，所以说要想氩产量高，首先要考虑C3塔冷凝器的冷量匹配问题，不但要使其冷量随氩馏分中氧含量的多少而改变，使其没有过度冷量，最好还要少留部分氧气不被完全分离以策万全，所以在高产馏分较高的情况下，C3塔工艺氩的氧含量非但不是越低越好，更要使其保持不变，甚至是更高一点，虽然C4塔有微小除氧能力，但如果C3塔控制的含氧量过高，C4塔也是无力回天的。
C3塔冷量调控配比的理论依据为：C3的本质职能是保证氧组分被冷凝后仍有足够的冷度保证其流入塔底前仍为液体，C3塔没有C4底部气化器那种结构，不可能将塔底的回流液气化再精馏，氧气首先被冷凝（凝点最高的气体最易换热液化，假设它在冷凝器得到冷度为-188冷凝为过冷液体，那么它下流至C3底部的时候温度虽然上升但仍需在-183氧凝点之下，才能仍以液体的形式在塔底集聚）又因为C3塔冷凝器温度比氧氩都低所以C3底部难免会回流部分液氩，然后以粗氩的形式回流C5，可是即便冷凝器冷量过度，冷凝的氮组分远没有足够的冷度回流塔底（因为整个塔对液氮来说都是过热的）只会在塔上反复翻腾，阻碍换热。
C4塔上部冷凝器，因馏分上升，产量增加进入C4待精馏的工艺氩量增加，对应的C4冷凝器冷量就该相应补充，但不能过多，也不能简单的将C4冷凝器增加的冷量与氩馏分中氮增加的比例完全匹配，为预防C3氮塞从C3过来的工艺氩含氧已经稍多，这时C4塔冷凝器增加冷量的幅度应稍小一点，使这些氧组分少获到些过冷量（假设这部分氧在C4冷凝器获得的冷量为尽-187 而回流至塔底前一刻温度达到-182）则不会流入塔底就气化上升，最终和氮一起回收或混同废气一起排出，（虽然C4冷凝器不是为除氧而存在但是它也可以除去微量氧气，这也是我们经看到的C4塔的氩中氧含量比C3塔中氧含量还要低的最终原因）
C4塔下部气化器，同样因为馏分上升，705流量增加，C4回流液增加，液氩产量提高了，要保证C4压力和阻力不产生波动，则须使C4底部气化器侧热源量增加，以维持C4换热负荷稳定，保持C4塔正常工作。
C4废气排放阀，随着馏分上升，产量增加，就意味着有更多废气（主要为氮气部分回收部分混同不凝气排出）所以废气排放阀和回收量应酌情开大。预防氮塞。
另附：“理论上氩塔产量可以开到900-1000左右”，从设计和实用角度看也不现实，就算操作技术超群不氮塞，含氧量也会很高（产品不再具有实用意义纯度不达标），此时C4的微小除氧能力可以忽记，第二C4塔会极易出现氮塞，比C3氮塞要严重的多得多。在保证产品达标的情况下目前的产氩设备普遍只有80%-85%是十分合理的，然而以KDONAr—20000/20000/70设备额定80%的氩提取率计算，我们当前500-600的提取量，对设备的利用率还十分有限，能效比较低。
C4是分馏塔的最后一环，冷损最高，4塔冷量联系的最末端，最敏感，他的波动将比前面俩塔对主塔的影响都要深远，所以直接操作要更谨慎。
大开车冷量分配的指导意见：
一般常温状态开车，两台膨胀机运行，尽量降低上塔压力，降低膨胀机后温度，调整好主换热器热端温差，减小冷损；在冷却阶段前期，尽大量发挥膨胀机最大制冷能力，走最长的冷却路线，全面冷却塔内各设备；此阶段膨胀空气不需要旁通，膨胀空气量尽量进塔，冷量走循环；
在全面冷却设备以后，塔内各设备的温度开始下降的很快，但是随着温度越接近气体的液化温度时，温降越来越小，使其达到液化温度所需的时间较长，所以在冷却设备阶段后期，可适当旁通部分膨胀空气量（有利于降低上塔压力），把冷量集中到板式，使下塔先产生液体，再通过液空节流阀全量送入上塔，这样可以使上塔和主冷迅速达到工作温度，此时，要控制好中抽温度，以机后不带液为主，尽量控制机后温度在－187℃左右；此阶段为积液阶段打下基础，也是缩短装置启动时间的关键；
待进入积液阶段，可适当增加进塔空气量，提高下塔压力，增加液空生成量；此阶段膨胀机仍保持最大制冷能力；只要合理分配好冷量，控制主换热端温差在设计范围内是不会影响主冷积液的，反而加快主冷积液；
往往在调纯阶段，一台膨胀机运行，且主冷液氧液面仍有上涨趋势时，可适当旁通部分膨胀空气量，在氧产量不变时，有利于氧纯度迅速提高；
钻研项目2万空压程序自动化设定：
当前国内带分子筛的中低压空分设备，普遍的一个缺陷就是分子筛充压时产生的波动难以避免，亦常见以此为因的各种后续操作失误而导致的工艺故障。一个小门槛经常绊倒大批同志，因此在去年夏天根据对分子筛充压的物性数学化研究，研究出以下自动充压的程序参数，下一步可考虑编写进DSC自动化模块中，可对充压采用自动化操作：
方程已初步完成，未知效果如何，与业内当前方法有何优劣，只待能有企业为我提供机会了。
同时掌握了传热原理计算方法，空分工程设计多元方程算法，对气液并流的管道设计有相当研究见解：气液并流的管道传输的管径取值，与两端压力有关，同时受限与工质物性，流量，是一个很复杂的多元方程组；在管间流动时，气化量是线性增加，而液化量是线性递减；同时因为气化量的逐渐增加，流体平均密度的降低使得与管壁的阻力系数减小，使得流速更快，焓值降低，篇幅所限，内中个别理论有所缩减，缘由不言自明，望见谅海涵。
以下有最近接触的宁波九龙全液体设备为例，简述下液体空分的经验心得：首先内压缩液体空分不同于气体空分，气体空分以生产气体为主，一般有管网送至固定用户，输送前可将气体所携带的冷量充分回收，复热至零度以上送出，液体空分意味着冷量多用于生产液体产品，气体产品提取少，液体在储槽内充装出售，其冷量只能少量回收，故液体空分随其提取率的提高与同级别的气体空分相比能耗更高。
针对本套空分，对影响能耗的因素总体可分为四个方面。
一、 系统流程设计本身 该流程设计 700/3000y/3000y/100y 单位（m3/h）氧提取率为(700+3000)*设计纯度区间/2W（设计空压机流量）*20.9%,假设氧最高纯度可达100%，则该设备氧提取率最高为88%，氮的提取率为3000*设计纯度区间/2W*78.1%，假设最高纯度可到100%，则氮提取率为19.2%，氩提取率为100*该气体设计纯度区间/2W*1%，设纯度为100%，则氩的提取率为50%，意味着馏分提取位置区间内所富集的氩组分总量仅为50%，无法提取的剩余约50%的氩，以杂质形式，影响着氮和氧的提取纯度，而未提取出的氧组分和氮组分（除去去水冷塔和纯化用做还原再生气的量）在提取氩的过程中冷却循环回主塔补偿该提馏区的常态平衡。 由此可见，较低的氩富集度（提取率），完全影响了氧氮产品的提取，这可能是产品定制导致的设计结果，也可能是套搬设计所衍生的提取现状。氧提取率与氮提取率的悬殊，造成氩馏分的纯度区间波动较大，氩系统运作效果差。
污氮作为唯一未给与计定值的气体，作为气体冷量回收的重要来源，调和主塔运行的主要出塔气，合理分配流量将是满足水冷塔换热需求再生气量以及适配主塔产生的有效手段，在当前氩塔闲置的情况下，氩馏分淤积塔内，导致回流比上升，氧氮生产受其影响——实际生产中，氧纯度降低，氮产量增加，对污氮操作进行变革已成必然。且馏分原料遗留主塔，等于生产原料相对增加，可以发掘氧氮的提取潜力，降低上塔压力，改善精馏效果，那段滞留于氩塔做冷源的液空也可借以回收，增加上下塔压差，提高上塔液体送至上塔的节流效果，增加了小时产量，降低了能耗和不必要的冷量损失。
本流程中使用双增压膨胀机制冷，是中小型液体空分的当前基本特点，是高压力膨胀制冷下的可控难度与上下塔平稳运行的妥协。操作时应考虑俩机的互动和冷量分配，以达到优化的制冷效能，降低损耗。
由于空冷塔的设计缺陷，使循环水系统冷却负荷加重，需要更高的凉水塔的冷却效能与强度，此改造有俩个方向：其一、改造空冷塔管道布局和分布器孔径，提升热交换效率，复原空冷塔工作能力。其二、对循环水系统本身进行技改，在污氮送水冷塔处引出一孔径为该管径1/10的管路，送至凉水塔填料下部，在水池上部加装滤网，过滤循环水杂质的同时抑制水池的蒸发，定期更换，池身与凉水塔由铁皮封闭，使用更好的凉水塔填料，增加填料高度，以及重新分析水质配比合适的缓蚀剂和除藻剂，改善水质，清理循环水地下地上管道，减少不必要的冷却损失，适当包裹保冷材料，覆盖地上管道，避免阳光直射及空气换热损失。同时两增压端空气出口处的换热器效率高低也较直接的影响制冷效果，可改进或更换该部件以提升效能。
设计方在试车之后交付之前在位于原料空压机末级排气位置加装了一个冷却器，原因可能有二，一、试车中空冷塔冷却效果不理想，试图以降低空气进空冷塔温度方式作改善。二、针对氩系统，以降低原料机排气压力，影响循环机排气，使增压膨胀机将可使介质获得更低温度的能力转化为较大的流量，减小上下塔压差，提高回流比例，进而降低馏分提取点氩馏分纯度以避氮塞，使氩系统可得运行。此冷却器的加入，使空压机末级排气因遇冷而内能降低，动能下降，压力降低，使排气压力与进气压力压差减小，设备转速降低，吸入气量也随之减少。氩系统停置，馏分原料滞留主塔，使得主塔提取潜力上升。同时在添加了末级冷却器后，空分的负荷力产能潜力与设计不再相同。单以进气量来衡量产量的思路需要重新界定。
崔帆 2012/10/16
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