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干燥塔的串联顺序？ 个人认为A塔再生后串联在B塔后面比较合适。可以充分发挥B塔的吸附能力，A塔负荷比较小，有利于B塔需要再生时单用A塔。查看更多 1个回答 . 1人已关注

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美国TUTTLE公司造粒喷头国内应用情况？在该链接（即 https://bbs.hcbbs.com/viewthread.php?tid=191184 尿素造粒喷头使用情况调查）中，部分盖德对本尿素装置造粒喷头的应用情况进行了介绍。其中，该链接楼主介绍了美国TUTTLE公司喷头的应用情况，提到进口喷头效果好。不过，不知是否还有其它尿素装置在使用TUTTLE喷头？或者说TUTTLE喷头的应用业绩有哪些？在此，希望知道情况的盖德介绍一下。查看更多 5个回答 . 1人已关注

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离心式压缩机入口是否要设缓冲罐？ 由于往复式压缩机吸气时有周期性的，而离心压缩机吸气比较平稳，可以不加缓冲罐。查看更多 13个回答 . 4人已关注

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求晓东工具箱for 2007？　　我安装晓东工具箱,但是打开cad2007的时候加载不上,求能够加载到cad2007上的晓东工具箱,谢谢!!!! [ ]查看更多 0个回答 . 2人已关注

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autopipe软件插入新管点？ 求教高手:autopipe软件如何插入新管点(现有一个管统,想另作一个管统需在原管系的某点偏移上一段距离作新管系)谢谢!查看更多 0个回答 . 2人已关注

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年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计？一、设计任务 1、设计题目：年产8000吨乙醇板式精馏塔工艺设计 2、已知条件： A.进料 F=6kmol/h q=0 Xf=0.45 B.压力： p顶=4KPa 单板压降≤0.7KPa C.采用电加热，塔顶冷凝水采用12℃深井水 D.要求：Xd=0.88 Xw=0.01 E.选定 R/Rmin=1.6 3、设计要求（1）物料流程图，塔版图，塔体工艺图（2）各接口尺寸（3）加热剂及冷却剂用量。二、设计方案选定 2.1 精馏方式：本设计采用连续精馏方式。原料液连续加入精馏塔中，并连续收集产物和排出残液。其优点是集成度高，可控性好，产品质量稳定。由于所涉浓度范围内乙醇和水的挥发度相差较大，因而无须采用特殊精馏。 2.2 操作压力：本设计选择常压，常压操作对设备要求低，操作费用低，适用于乙醇和水这类非热敏沸点在常温（工业低温段）物系分离。 2.3 塔板形式：根据生产要求，选择结构简单，易于加工，造价低廉的筛板塔，筛板塔处理能力大，塔板效率高，压降教低，在乙醇和水这种黏度不大的分离工艺中有很好表现。 2.4 加料方式和加料热状态：加料方式选择加料泵打入。由于原料温度稳定，为减少操作成本采用30度原料冷液进料。 2.5 由于蒸汽质量不易保证，采用间接，蒸汽加热。 2.6 再沸器，冷凝器等附属设备的安排：塔底设置再沸器，塔顶蒸汽完全冷凝后再冷却至65度回流入塔。冷凝冷却器安装在较低的框架上，通过回流比控制期分流后，用回流泵打回塔内，馏出产品进入储罐。塔釜产品接近纯水，一部分用来补充加热蒸汽，其余储槽备稀释其他工段污水排放。三、总体设计计算 3.1汽液平衡数据（760mm Hg）乙醇%（mol) 温度液相X气相Y℃ 0.00 0.00 100 1.90 17.00 95.5 7.21 38.91 89.0 9.66 43.75 86.7 12.38 47.04 85.3 16.61 50.89 84.1 23.37 54.45 82.7 26.08 55.80 82.3 32.73 58.26 81.5 39.65 61.22 80.7 50.79 65.64 79.8 51.98 65.99 79.7 57.32 68.41 79.3 67.63 73.85 78.74 74.72 78.15 78.41 89.43 89.43 78.15 3.2 物料衡算 3.2.1已知： A.进料：F=6 kmol/h q=0 Xf=0.45 B.压力：p顶=4KPa 单板压降≤0.7KPa C.采用电加热，塔顶冷凝水采用12℃深井水 D.要求：Xd=0.88 Xw=0.01 E、选定：R/Rmin=1.6 D=(Xf-Xw)/(Xd-Xw)×F =(0.45-0.01)/(0.88-0.01)×6=3.03 kmol/h W=F-D=6-3.03=2.97 kmol/h 查y-x图得 Xd/(Rmin+1)=0.218 ∴Rmin=3.037 ∴R=1.6Rmin=4.859 ∵饱和蒸汽进料 ∴q=0 L=RD=4.859×3.03=14.723 kmol/h V=(R+1)D=(4.859+1)×3.03=17.753 kmol/h L'=L+qF=14.723+0×6=14.723 kmol/h V'=V-(1-q)F=17.753-(1-0)×6=11.753 kmol/h 1.3操作线及塔板计算 1.精馏段操作线： Y=R×X/(R+1)+Xd/(R+1) ∴Y=0.829X+0.150 3.2.2.提馏段操作线： Y=(L'/V')×X-(W/V')×Xw ∴ Y=1.253X-0.00025 3.3.理论塔板的计算利用计算机制图取得理论板数 Nt=29.33块, 其中精馏段塔板Nt1=26.85块,第27块为加料板,提馏段Nt2 =2.48块。 3.4全塔Et%和Np的计算 3.4.1.精馏段： t=(t顶+t进)=(79.25+87.32)/2=83.285℃ Xa=0.34 Xb=1-Xa=0.66 Ya=0.59 Yb=1-Ya=0.41 查得液体粘度共线图 μa=0.382 cp, μb=0.592 cp αμL=YaXbμL/XaYb=1.454 查得：Et1%=0.49(αμL) -0.245=0.5471 Np1=Nt1/Et1=49.08 3.4.2. 提馏段：t=(t底+t进)/2=(99.9+87.32)/2=93.61 Xa=0.045 Xb=1-Xa=0.955 Ya=0.27 Yb=1-Ya=0.730 查得液体粘度共线图 μa=0.468cp, μb=0.532 cp μL=ΣXiμi=0.045×0.468+0.955×0.532=0.5291 αμL=YaXbμL/XaYb=4.15 查得：Et2%=0.49(αμL) -0.245=0.346 Np2=Nt2/Et2=7.17 ∴Np=Np1+Np2=49.08+7.17=56.25 圆整为57块其中精馏段49块，提馏段8块。四、混合参数计算 4.1混合参数计算溶质 C2H5OH 分子量： Ma=46.07 kg/kmol 溶剂 H2O 分子量：Mb=18.016 kg/kmol ρa=0.789 g/ml ρb=1.000 g/ml 4.1.1精馏段：进料板液体温度：t进=87.32 ℃ 塔顶温度：t顶=79.25 ℃ tm=(87.32+79.25)/2=83.285℃ Xm=0.34 Ym=0.59 μa=0.382cp μb=0.592cp Ml=Xm×Ma+(1-Xm)Mb=0.34×46.07+(1-0.34)×18.016=27.55 kg/kmol Mg=Ym×Ma+(1-Ym)Mb=0.59×46.07+(10.59) ×18.016=34.56 kg/kmol 质量分率: Wa=XmMa/Ml=0.34×46.07/27.55=0.6855 Wb=1-Wa=1-0.6855=0.3145 1/ρl= Wa/ρa+Wb/ρb=0.6855/0.789+0.3145/1.00 ρl=845.1 kg/m3 P=105325Pa ρv=PMg/RT=105325×34.56/(8314× (273.15+79.25)) ∴ρv=1.2424 kg/m3 4.1.2提馏段： t进=87.32℃ t底=99.9℃ tm=93.61℃ Xm=0.045 Ym=0.27 Ml=Xm×Ma+(1Xm)Mb =0.045×46.07+(10.045)×18.016=19.278 kg/kmol Mg=Ym×Ma+(1-Ym)Mb =0.27×46.07+(1-0.27)×18.016=25.59 kg/kmol 质量分率: Wa=XmMa/Ml=0.045×46.07/19.278 =0.1275 Wb=1-Wa=1-0.1275=0.8725 1/ρl= Wa/ρa+Wb/ρb=0.1275/0.789+0.8725/1 ρl=1.0341 kg/m3 P=105325Pa ρv=PMg/RT=105325×25.59/(8314× (273.15+93.16)) ∴ρv=0.8839 kg/m3 σa=58.46 dyn/cm , σb=18.4 dyn/cm σ=ΣXσ=0.688×58.46+(1-0.688)×18.4 =45.96 dyn/cm 4.2塔径计算 4.2.1精馏段： Ls=L×Ml/(3600ρl)=442.03×27.55/(3600×845.1) =0.004 m/s Vs=V×Mv(3600ρv)=543.39×34.56/(3600×1.1952) =4.365m/s tm=83.285℃ 此温度下液体的表面张力 σa=18.2 dyn/cm σb=67.3 dyn/cm σ=Xmσa+(1-Xm)σb=0.34×18.2+0.66×67.3=50.606 两相流动参数： Flv=Ls/Vs×(ρl/ρv) 0.5 =0.00013/0.137×(845.1/1.2424) 0.5=0.0247 初设板间距HT=0.5 m 清液层高度HL=0.06m ∴HT-HL=0.44 m 查得： Cf,20 = 0.093 液气气相负荷因子：Cf = [(σ/20)0.20] × Cf,20 =0.112 气体气速： un,f = Cf [(ρl-ρv)/ρv] 0.5 =0.112×[(845.1-1.2424) / 1.2424]0.5 = 2.919 m/s 空速： un=0.7un,f=0.7×2.919=2.0433 m/s 初估塔径： D=(Vs/(0.785un)) 0.5 =(0.137/(0.785×2.0433)) 0.5=0.292 m 圆整为 D=0.3 m uf=vs/(0.785×D2)=0.137/（0.785×0.32）=1.939 m/s 实际泛点百分率： uf/un,f=1.939/2.919=0. 6643 4.2.2提馏段： Ls=L’×Ml/(3600ρl) =14.723×19.278/(3600×1034.1)=0.000076 m/s Vs=V’×Mv(3600ρv) =11.753×25.59/(3600×0.8839)=0.0945 m/s tm=93.61℃ 此温度下液体的表面张力 σa=18.2 dyn/cm σb=67.3 dyn/cm σ=Xmσa+(1-Xm)σb=0.045×18.2+0.955×67.3=65.091 两相流动参数： Flv=Ls/Vs×(ρl/ρv) 0.5 =0.000076/0.0945×(1034.1/0.8839) 0.5=0.0275 初设板间距HT=0.5 m 清液层高度HL=0.06m ∴HT-HL=0.44 m 查得： Cf,20=0.0947 液气气相负荷因子：Cf=[(σ/20) 0.20]×Cf,20=0.1199 气体气速： un,f=Cf[(ρl-ρv)/ρv] 0.5 =0.1199×[(1034.1-0.8839)/0.8839] 0.5=4.099 m/s 空速： un=0.7un,f=0.7×4.099=2.869 m/s 初估塔径： D=(Vs/(0.785un)) 0.5 =(0.0945/(0.785×2.869)) 0.5=0.205 m 圆整为 D=0.25 m uf=vs/(0.785×D2)=0.0945/（0.785×0.252）=1.926 m/s 实际泛点百分率： uf/un,f=1.926/4.099=0.470 4.3 塔板的详细计算 4.3.1.流动型式: 选取单溢流型 4.3.2.堰的计算: A、精馏段：堰长取 lw=0.6D=0.6×0.3=0.18 m 堰高 hw=0.04 m lh/lw2.5=0.00013×3600/0.18 2.5=34.046 又 lw/D= 0.6 查得： E=1.03 堰上清液高 how=0.00284E(Lh/lw) 2/3=0.00553 m 清液层高度 hl=hw+how=0.04+0.00553=0.04553 m 降液管底隙高 ho=hw-0.008=0.032 m B、提馏段：堰长取 lw=0.6D=0.6×0.25=0.15 m 堰高 hw=0.04 m lh/lw2.5=0.00013×3600/0.15 2.5=53.705 又 lw/D= 0.6 查得： E=1.03 堰上清液高 how=0.00284E(Lh/lw) 2/3=0.00137 m 清液层高度 hl=hw+how=0.04+0.00137=0.04137 m 降液管底隙高 ho=hw-0.012=0.028 Ｃ.塔板的布置 (1)精馏段：选取碳钢为筛板的材料，板厚δ=4 mm，孔径do=6 mm 取孔中心距t=18 mm，t/do=3 开孔率φ=Ao/Aa=0.907/(t/do) 2=0.1008 Ao—开孔面积， Aa—开孔区面积 Af—降液管截面积，At—空塔截面积取外堰前的安定区：Ws1=0.02 m 取内堰前的安定区：Ws2=0.02 m 边缘区：Wc=20mm （D≤2.5m） lw/D=0.6 r = D/2-Wc=0.3/2-0.02=0.13 m Wd=0.1×0.3=0.03 x=D/2-(Wd+Ws)=0.1 An=2[x×(r2-x2) 0.5+r2arcsin(x/r)]=0.0463 开孔区面积/塔板面积=0.0463/(0.785×0.32)=0.6553 m2 筛孔总面积 A0=An×φ=0.0463×0.1008=0.004667 m2 孔数：N=A0/u=0.004667/(0.785×0.0062)=165.15 取整：N=166 孔 (2)提馏段：选取碳钢为筛板的材料，板厚δ=4 mm，孔径do=6 mm 取孔中心距t=18 mm，t/do=3 开孔率φ=Ao/Aa=0.907/(t/do)2=0.1008 Ao—开孔面积， Aa—开孔区面积 Af—降液管截面积，At—空塔截面积取外堰前的安定区：Ws1=20mm 取内堰前的安定区：Ws2=20mm 边缘区：Wc=20mm （D≤2.5m） lw/D=0.6 r = D/2-Wc=0.25/2-0.02=0.105 m Wd=0.1×0.25=0.025 x=D/2-(Wd+Ws)=0.08 An=2[x×(r2-x2) 0.5+r2arcsin(x/r)]=0.030 开孔区面积/塔板面积=0.030/(0.785×0.252)=0.7856 m2 筛孔总面积 A0=An×φ=0.030×0.1008=0.003024 m2 孔数：N=A0/u=0.003024/(0.785×0.0062)=107.006 取整：N=108 孔４.4校核 4.4.1精馏段 A.压降校核 δ=4mm，do/δ=1.5，查图得Co=0.78 Hc—干板压降，Co—孔流系数下板阻力 Hc=0.051（ρv/ρl）×（Uo/Co）2 Uo筛孔汽速，Uo=Vs/Ao=0.137/0.004667=29.355 ∴ Hc=01062（m液柱） Hl—液层有效阻力，Fo—气相动能因子 Ua=Vs/(At-2Af)=0.137/0.063162=2.169 Fa=Ua(pv)0.5=2.4176 查表得β=0.6 Hl=β(hw+how)=0.6×0.04553=0.02732m（液柱）总压降--Hp=Hl+Hc=0.1335（m液柱）≤0.6 kg液/kg气 ∴ 合格 B.液沫夹带的校核 Ug--气体通过有效截面的面积的速率 Ug=Vs/(At-Af)=2.0477 m/s hf 板上鼓泡层高度 Φ物系的起泡系数 hf=hl/Φ=0.07167 m , Φ=0.6 ∴Ev=(5.7E10-3/σ)(Ug/(Ht-hf)) 3.2 =0.01392 kg(液)/kg（汽）≤ 0.1 kg(液)/kg(汽) ∴不产生过量液沫夹带，合格. C.液泛校核 Hd降液管液面高度，hd液相流经降液管的阻力 hd=0.153(Ls/(lw×ho)) 2=0.0000779 ｍ Hd=hw+how+hd+Hp=0.179 m , Φ=0.6 Hd/φ=0.2984 m≤0.44 m ∴合格，不会产生液泛 D.停留时间的校核 Af=0.003744 m2 τ=Af×Ht/Ls=0.003744×0.5/0.004=27.91 ≥(3∽5s) ∴ 合格 E.漏液校核 hσ-表面张力压头, Uom-漏点气速, Co-孔流系数 hσ=4σ/9810ρl×do=0.00407 (m液柱) do/δ=1.5 查图得Co=0.78 Uom=4.4Co×((0.0056+0.13hl-hσ)×ρl/ρv)0.5＝6.381 m/s K=Uo/Uom=4.6≥1.5 ∴ 操作弹性大，不会发生严重漏液，合格。 4.4.2提馏段： A.压降校核 δ=4mm，do/δ=1.5，查图得Co=0.78 Hc-干板压降，Co-孔流系数下板阻力 Hc=0.051（ρv/ρl）×（Uo/Co）2 Uo筛孔汽速，Uo=Vs/Ao=0.0945/0.003024=31.25 ∴ Hc=0.0700（m液柱） Hl—液层有效阻力，Fo气相动能因子 Ua=Vs/(At-2Af)=2.153 Fa=Ua(pv)0.5=2.0239 查表得β=0.6 Hl=β(hw+how)=0.02482m（液柱）总压降--Hp=Hl+Hc=0.09482（m液柱）≤0.6 kg液/kg气 ∴ 合格 B.液沫夹带的校核 Ug--气体通过有效截面的面积的速率 Ug=Vs/(At-Af)=2.032 m/s hf 板上鼓泡层高度 Φ物系的起泡系数 hf=hl/Φ=0.04137 m , Φ=0.6 ∴ Ev=(5.7E10-3/σ)(Ug/(Ht-hf)) 3.2 =0.01453 kg(液)/kg（汽）≤ 0.1 kg(液)/kg(汽) ∴ 不产生过量液沫夹带，合格. C.液泛校核 Hd降液管液面高度，hd液相流经降液管的阻力 hd=0.153(Ls/(lw×ho)) 2=0.0000501 ｍ Hd=hw+how+hd+Hp=0.1362 m , Φ=0.6 Hd/φ=0.2270 m≤0.44 m ∴ 合格，不会产生液泛 D.停留时间的校核 Af=0.0026 m2 τ=Af×Ht/Ls=0.0026×0.5/0.000076=17.105 ≥(3∽5s) ∴ 合格 E.漏液校核 hσ-表面张力压头, Uom-漏点气速, Co-孔流系数 hσ=4σ/(9810ρl×do)=0.00428 (m液柱) do/δ=1.5 查图得Co=0.78 Uom=4.4Co×((0.0056+0.13hl-hσ)×ρl/ρv)0.5＝7.915 m/s K=Uo/Uom=3.948≥1.5 ∴ 操作弹性大，不会发生严重漏液，合格。 4.5负荷性能图 4.5.1精馏段： A.液相下限线取how=0.006 m E=1.04 how=0.00284E(3600ls/lw) 2/3 ∴ ls=0.000145 m3/s B.液相上限线取τ=5 s τ=Af×HT/Ls Ls=Af×HT/τ=(0.5×0.003744)/5=0.0003744 C.漏液线 hl=hw+how=0.04+2.155ls2/3 m Uom=Vsmin/A0=Vsmin/0.2028 Uom =4.4C0[(0.0056+0.13hl-hσ)×(ρl/ρv)] 0.5 Vsmin=0.016[4.578+190.56ls2/3] 0.5 D.过量液沫夹带线：取ev=0.1 , E=1.04 hf=2.5hl=0.1+5.388Ls2/3 Ug=Vs/(AT-Af)=Vs/0.0669 ev=(0.0057/σ)[Ug/(HT-hf)] 3.2 Vs=0.459-6.176Ls2/3 E.液泛线：取 φ=0.6 HT+hw≥Hdφ ,Hd≤(0.4+0.04)/0.6=0.7333 hd=0.153(Ls/(lw×h0) 2=4611.55Ls2 hc=0.051(Vs/A0C0) 2×(ρv/ρl)=5.658Vs2 hl'=0.024+1.293Ls2/3 hp=hc+hl'=0.024+1.293Ls2/3+5.658Vs2 Hd=0.7333=hl+hd+hp =0.1+5.388Ls2/3+4611.55Ls2+5.658Vs2 ∴ Vs2=0.112-0.952Ls2/3-815.05Ls2 4.5.2提馏段： A.液相下限线取how=0.006 m E=1.04 how=0.00284E(3600ls/lw) 2/3 ∴ls=0.000121 m3/s B.液相上限线取τ=5 s τ=Af×HT/Ls, Ls=Af×HT/τ=(0.5×0.000076)/5=0.0000076 C.漏液线 hl=hw+how=0.04+2.434ls2/3 m Uom=Vsmin/A0=Vsmin/0.003024 Uom =4.4C0[(0.0056+0.13hl-hσ)×(ρl/ρv)]0.5 Vsmin=0.0104[7.628+370.19ls2/3] 0.5 D.过量液沫夹带线：取ev=0.1 , E=1.04 hf=2.5hl=0.1+6.085Ls2/3 Ug=Vs/(AT-Af)=Vs/0.0465 ev=(0.0057/σ)[Ug/(HT-hf)] 3.2 Vs=0.151-2.291Ls2/3 E.液泛线：取 φ=0.6 HT+hw≥Hdφ ,Hd≤(0.4+0.04)/0.6=0.7333 hd=0.153(Ls/(lw×h0)2=8673.47Ls2 hc=0.051(Vs/A0C0)2×(ρv/ρl)=7.835Vs2 hl'=0.024+1.4604Ls2/3 hp=hc+hl'=0.024+1.4604Ls2/3+7.835Vs2 Hd=0.7333=hl+hd+hp =0.1+6.085Ls2/3+8673.47Ls2+73835Vs2 ∴ Vs2=0.081-0.7766Ls2/3-1107.02Ls2查看更多 1个回答 . 2人已关注

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尾气处理工艺是否应该设置分离设备？大家觉得斯科特尾气处理工艺中，从急冷塔，吸收塔顶出来的过程气是否应该设置分离罐，有没有这个必要呢？我厂过程气中不含有氨等杂质，本人觉得如果在配风不合适或者塔出现不正常现象时，这样的话不就污染了胺液吗？还有就是吸收塔出现冲塔等不正常现像时，胺液岂不是要带进尾炉，而就算在正常情况下，胺液也会被过程气带走些，这样就加大了胺液损失，各位盖德是怎样认为的呢？查看更多 8个回答 . 4人已关注

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更换部分塔节的技术要求？现有一筛板塔,由于中部塔节腐蚀的原因需要对中部更换一段约4米的塔节。问题一：更换后对塔节安装有那些要求，如水平度……等，具体数值是多少？问题二：更换时是将上部和要更换部分先焊好再焊到下部，还是从下面焊更换塔节，最后焊上部塔节。问题三：更换部分塔内件是先焊好，还是再现场焊接较好。当然，如果谁家有这个技术方案能发给我是更好。查看更多 0个回答 . 1人已关注

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介质为NaOH( 浓度为5~10%),管道中的清洗球选用304 还是3 ...？ 请教: 介质为NaOH( 浓度为5~10%),常温管道中的清洗球选用304 还是316L查看更多 6个回答 . 2人已关注

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关于两个控制方案的优劣讨论？控制一种物料的计量实现准确计量。这种物料必须过量参与反应。方法一：储槽------泵打料----泵后压力（回流至储槽管路加调节阀控制泵后压力）----- 流量计显示----------调节阀（反应釜液位控制。并添加联锁，泵后压力与反应釜压力压差控制调节阀切断）--------（讨论中是否加装切断阀来起到控制压差。）--------- 反应釜（重量显示、液位显示）反应釜压力大约1.6MPa左右方法二：储槽-------泵（变频调节控制泵后压力）-----泵后压力--------------------流量计显示------调节阀（控制流量计流量实现与物料B的配比。并添加联锁，泵后压力与反应釜压力压差控制调节阀切断）--------（讨论中是否加装切断阀来起到控制压差。） -------反应釜（称重）以上两种方案。那种比较好点呢？有什么更换的建议呢？查看更多 4个回答 . 2人已关注

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如何延长耐硫变化催化剂的使用寿命? 请大家讨论一下，如何延长耐硫变化催化剂的使用寿命？查看更多 9个回答 . 4人已关注

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氨精馏模拟，温度与实际生产有出入？ 氨精馏模拟，温度与实际生产有出入，我用的natl 查看更多 6个回答 . 5人已关注

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危**灌装对操作员有什么硬性要求? 单位有甲铵液需要进行灌装进行外卖，请教一下操作人员、操作条件等有什么具体的要求？谢谢！查看更多 1个回答 . 4人已关注

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加氢还原完成后为啥不结晶？本人在实验室作硝基还原为氨基的实验，用甲醇作溶剂，雷尼镍作催化剂，硝基物（间硝基苯 -<FONT size=2>β-羟乙基砜）中有s元素，我试着调节压力由6kg-１３kg做了很多实验，但ＴＬＣ点板检测发现仍然还有很少一部分未反应完，做ＨＰＬＣ纯度在９６％左右，反应完成后蒸溶剂浓缩后，等着结晶，但无论如何降温，延长时间，总是一些氨基油，不析晶．这段时间感觉很头痛，请各位给想想办法，问题到底出在哪里？</FONT>查看更多 15个回答 . 1人已关注

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购买硅胶粉有什么标准? 各位朋友，我最近需要用到硅胶粉，请问哪家的质量更好？购买硅胶粉要注意什么？可以给我提供一个硅胶粉的质量标准吗？谢谢！查看更多 3个回答 . 4人已关注

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沧州大化聚氯乙烯啥时开车？ 请教沧州大化聚氯乙烯项目开车没，啥时开车？ # hcbbs 查看更多 0个回答 . 2人已关注

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