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分水器该如何选型？常曼先液．液分层嚣的设计方法液一液分居器昀设计方法常灵光。中国成达化学工程公司成都610041 摘要对“液．液分离设备的设计”一。的设计方法加以改进、完善和补充，井介绍改进后液-液分层器的设备结构、特点及计算方法，补充了分层器分析设计有关参数的选择并进行了说明。关键词设备结构液．液分层器相界面设计在化工生产单元操作过程中，有时会遇到对两种比重不同互不相溶的液体混台物进行液．液的分层分离，所采用的设备称之为液．液分层器。液．液分层器虽然是个简单设备，但因其影响因素太多，难以从理论和实验中把各影响因素进行关联，找到一个通用的计算式。本文抛开学术界从相界面的形成、流体动态的液．液传质机理及温度、压力、物性、物流冲击力、离心力、静电力、容器几何尺寸等诸多影响因素的讨论，忽略那些次要因素，把问题简化到混台液之所以能进行液-液分层主要是两种不溶液体的重度不同，重液在混台液中沉降引起分离的。液一液分层器是依据各液体的重度不同，按重度差进行容器分析设计的。《医药工程设计》杂志1986年第1期中发表有关液．液分离设备的设计方法的文章⋯，介绍一种自动分离设备(见图1)的结构形式及有关参数的确定方法。据介绍，该分离设备已通过试验并应用于生产实践中，使用效果达到了设计要求。笔者根据多年从事化学工程设计的经验，结合流体力学基本理论，对上述分离设备的设计方法提出不同意见，并在此基础将上述设备加以改进、完善和补充，提出一种液．液分层器的简易设计方法，与读者共同探讨。 1 存在的问题笔者认为，原文有以下不足之处：①在计算方法上没有考虑总进料量中轻、重液的体积比对分层相界面的影响。虽然按分层时间和界面稳定时问计算的总容积与按进料量中轻、重液的体积比图1 原分离设备结构示意图 a 混合液进口b轻相出口c重相出口i液位计溶液总高度I-I,轻相液位高度 H2重相液位高度重相排出口高度d轻重相排出口距离计算的总容积没有改变，但相界面的位置与轻、重液的体积比有关，因此采取在1t2 高度控制界面是不科学的；②在设备结构上，原结构混合液进口及轻、重液出口的压力波动对相界面控制影响均很大，尤其是对应用条件要求很苛刻，各进、出口的压力必须相等，没有对此采取调节措施；③从文献报导得知，轻液层的高度与重液层的高度一般是不同的，轻液层的沉降速度与重液层的沉降速度也是不同的，因此两个分层液的停留时间不必都取相同值。笔者对液．液分层器的设备结构和设计方法进行改进，克服了原设计的一些缺欠．除了特殊情况(分层两液体的重度差很接近或成乳化态)不适用外，一般比重在0．8左右有机液体与水的不溶混合液均能按重度差进行液．液分层，可满足工程 · 常灵光：高级工程师，1962年毕业于辽宁科技太学基本有机合成专业。主要从事有机工艺和设备分析设计发表论文多蒋。联系电话：(028)55~133—2414。维普资讯 http://www.cqvip.com c唧CAL ENG玳盥．删DESIGN 化工设计2002．12(1) 设计、科学研究、生产应用的要求。 2 改进结构设计的思路本设备为立式容器，见图2。圈2 改进后设备结构形式(内置置液排出部件) 2．1 进料插入管 2．1．1 结构原设计插入管为直管插入，无管端出料分配器。结构设计改进的思路是：顶部al为液体混合物的进料rn，a2是该进料插入管底端出料部件 (出料口)。出料部件为一组合件，由直径相同的两块圆板构成．板问用一定高度的筋板固定，圆板的上板中间开孔与进料插入管端连接。进料从两圆板间侧开口水平方向流出，通过筋板高度调节出口流速不高于液．液分层器的标准流速0．5fds (≤0．】5na／s)。圆板的外围有一个套筒挡板，套筒．}二、下端应多出上、下圆板约100lllnl一200ram。套筒短节内的液流速度在0．02～0 15m／s之间。组合件圆板直径、筋高、套筒短节直径在满足绐定流速范围的前提下，各尺寸均有较大的调节和选择的空间，由设计者决定。改进后这种出料部件防止插入管垂直向下进料时的冲击力对器内重液层的搅动和进料混合液对重液层组成的影响。套筒能防止料液对筒外料液的水平方向的冲击和搅动，具有限位挡板作用。 2．1．2 管端位置原进料插入管插在1t2 rio的位置( 为有效装料高度)，笔者经多方查证相关资料找不到准确的计算方法、论述和说明。 ’ 参考石油化工的分层器，插入管端不同程度高于相界面，且插入管端加有进料分布器，液，液标准分层器的出料流速为O．15m／s。笔者经分析认为插入管深度与设备结构、控制分层的关键组成有关，应以进料对轻、重液流在分离过程中二者都有较长的路径为佳。为此笔者认为立式设备在轻液层相对较高的情况下，可参考两液层沉降速度的不同，将插入管端组合件的位置插在相界面之上距界面(1，5—1t3) 为宜(H2表示轻液层的有效高度)。 2．2 压力调节措施在工艺上令容器内存在一定的气相空间，h 表示轻液液面至设备顶盖问的距离。容器内设有气相空问高度的目的是为了调节进出料的压力，使其处于压力平衡状态。从a2进料后，混台料液由于重度的不同开始进行沉降分离，重液向下运动，轻液向上运动。经过一定的运行时间，在器内的轻、重液间形成一相界面和轻、重液层，轻液液面的高度由出口c限位。措施之一：规定上部轻液出口c排出管内的流体不得满流，出口c管径尺寸与管内的溢流速度有关，由系统工程计算来定，一般≤0．2~rds，使轻液出料管路系统的上端与容器内气相连通。措施之二：设置重液排出部件，其目的是使重液液面之上的气相与容器内的气相连通、压力相等。重液排出部件可在容器内设置，也可在容器外设置。在容器内设置的重液排出部件见图2 重液由导流通道口b。处进入通道内行上行至处经隔板形成的堰折流下行，经由另一特制隔板构成的U形连通器从器壁出口d排出，特制隔板的顶端为封闭式．与容器内上部的气相隔绝。排液rn d的管道中心标高可略低于，d的标高不得高于，本设计取堰高与d出口管的上端在同一标高。维普资讯 http://www.cqvip.com 常更光液．液分层嚣的设计方法 3l 重液排出部件结构设计的特点是：前半部导流通道其顶端是开口的，与容器内上部气相是连通的；后半部导流通道其顶端是封闭的，与容器内上部气相不通，后半部导流通道的u形结构具有液封作用，有利于维持器内的系统压力。在容器外设置的重液排出部件见图3。原理同上。放净 I- - 巴一一一{ 围3 改进后设备结构形式(外置重液排出部件) 3 有关参数选择与说明在容器分析设计中涉及到工艺控制参数、物性数据和相关的设备结构参数，分别介绍如下。 3．1 进料质量流量混合液进料量rII}巨是由生产能力和处理量所给定的。用它来求取进料插入管的内径d插，进料 m 除以混合液的平均重度求得进料体积流量v{昆，按管道阻力确定或按管内常用的液体流速(一般在lngs左右)选取一流速后就可求得进料插人管的内径d抽。 3．2 轻、重组份的质量流量混合液进料组成之质量分流量- 、nl曹也是由生产能力和处理量所给定的。进料组成的质量分流量“ 、n】重除以各自的重度、h 可分别求得轻、重液的体积流量V轻、Vt，选取各自的出料流速“％、“l重后，进而求得各自的出口管道截面积、。 m蕾= +ml (1) V =Ⅱ ，7 (1a) Vj= t， (Ib) =v ， (1c) f-=Vt， l (1d) 式中，为混合液的进料质量流量，ke：／~；“ 、n】重为进料的轻、重组分质量流量，k B；V 、Vi为进料的轻、重液体积分量， ts；7~、"／I为轻、重液的重度，kg／m3；c崛、cll重为轻、重液出口管的流速，Ill， s；、为轻、重液出口管的截面积，。轻、重液出口管的流速( 、mt)的选取不得取高值，应按自流流速考虑，尤其是轻液出口是液位的上限控制线，设计要求轻液出口c排出管内的流体不得满流，出口c管径尺寸由系统工程计算来定(推荐的参考流速≤0．2rigs)，不允许轻液出口端上部与器内失去压力平衡，不允许因出口憋压和流动不畅而导致器内液面升高。重液出口管推荐的参考流速为0．2—0．5rigs。 3．3 停留时间分层器内液流的停留时间原文只有将分层和界面稳定合并在一起的一个时间t(t=b+k)。笔者发现在某些场合运用不方便，故将其分开讨论和介绍。 3．3．1 分层时间。分层时间是指工况条件下互不相溶的混合液(分层液体重度差很接近或出现乳化态不适用外)从放置在静止状态开始到形成相界面、完成分层所用的时间。本设计对分层时间有3种可供参考的选择方法： (1)按已知生产装置的分层时间选取。 (2)无已知产品分层时间数据时．用实验方法测定分层时间。 (3)无实验手段时，提供下列一些有机相与水相分层时间的数据供参考：① 在溶剂的工业生产和回收中，丁醇．水，酯．水等混合液的分层在很短时间内完成，推荐分层时间按30s 计；② 实验室进行三组元萃取混合液的分层实验，苯丙烯酸．水混合液的有机相与水相的分层；甲苯．丙烯酸．水混合液的有机相与水相的分层；丁酮．丙烯酸．水混合液的有机相与水相的分层；甲基异丁基酮．丙烯酸．水混合液的有机相与水相的分层；甲基环己烷．丙烯酸．水混合液的有机相与水相的分层，上述各混合液静止分层实验形成相界面的测定值均约为5min，虽然分层，但不清亮，分层液在放置维普资讯 http://www.cqvip.com 32 CHEMICAL ENGINEERING DESIGN 化i设计2002．12(1) l0多分钟后才呈清亮状(分层液存在部分溶解度)。 3．3．2 稳定时间首先应该认识到在化工单元操作中采用的液液分层分离只不过是一个粗分过程。分层后的轻、重两相液中仍挟带少量对方的成分，如果不存在部分溶解度或不存在部分乳化的问题，分层后的沉降停留时间越长，其分层液中挟带的量越少，但仍不能分离很纯。连续生产过程，分层器内互不相溶混合液的分层和相界面的形成过程是在动态中进行的。尤其是生产控制条件的波动、进料组成变化与进出料量的变化对相界面影响较大，难以形成稳定的界面，影响分层效果和分层液的质量，加宽了相界面控制范围。为了使分层液中挟带量尽可能少，保证轻、重分层液达到规定的控制质量，给器内分层后的各液流一个稳定质量的高度，在分层后各对应高度内液流流动时需要的时间称之为各液流的稳定时间。原文的稳定时间是相同的(笔者参阅的石油化工内部资料分层液的稳定时间大多是不同的)．本文考虑不同的轻、重分层液的稳定时间，稳定时间相同只是其中的一种特殊情况。轻液的稳定时间【噍与重液的稳定时间t2t大多是不相同的。一般轻液的稳定时间【噍较短，重液的稳定时间【2t较长。总而言之。无论是轻、重液，稳定时间越长，分离的产品就越纯，但设备高度也随之加大，投资也增大。一般处理量较小所用的设备相对也较小，器内料液的稳定停留时间可适当增长些，使挟带控制量小些。稳定时间t2可供参考的选择方法： (1)按已知生产装置的稳定时间(分层后各液流的停留时间)选取； (2)如果进料的数量和组成控制稳定，而对分层后的两相的质量无控制要求，即按工况下分层液的粗分组成即可，那么取同一个稳定时间t2也可(t =t掘=t2t)，选择较小的值几秒～几十秒 (或由设计者规定一个界面波动范围提出控制高度来定)，这样设备的尺寸可大大减小。 (3)可参照生产装置的工程设计数据，依其它品种的值作参考。介绍如下：①某15kfa醋酸装置的酯．水分层，酯与水均取稳定(停留)时问为 lh；②某制药厂分层器进料量12 ，h的酯( = 0_8)水( =1)分层，酯与水均取稳定时间30s (核算其沉降速度为0．0166m／s)；③石油化工设计中对液态烃( ≤0．8)与水(h =1)分层的卧式槽设计：进料量6OOOO加仑，时(～227m3th)，液态烃与水混合液中液态烃的停留时间是0．23h。水层的停留时间是1．89h。 3．4 有效装料量容器的有效装料量V 是指与容器分析设计有关、装料高度为容器有效装料高度时容器内所装料量(见围2，图3)。当V =Vm(t2=l噍=t21)时， V =V糯+ t=(v蛏+vR)(b+ta)=(丌，4) (2) 当V ≠VI(L出≠l噬)时， = +V“ ：v轻(b+【辔)+vt(b+h ) = ( ) ao (2a) ao= + (2b) 式中，V、v抽、V t为总、轻、重的有效装料量，； v艋 =v轻‘(h+【啦) V t=VI‘(h+t2m) 一 V ，Vt为轻、重液的体积分量，m3，s；t。为分层时间 t2为稳定时间．s；【啦、t2t为轻、重液的稳定时间 D为容器内径，m；no为容器的有效装料高度，／In；为轻液(相界面之上)高度，／In；为重液(相界面之下)有效高度，112。 3．5 两个比值 3．5．1 有效装料段的高径比容器的有效装料段的高径比可根据设计者经验确定，本设计推荐高径比在1．2～3之间选择。建议进料量小，选高值，进料量大，选低值。 = ao／D=1．2—3 (3) 式中，为有效装料段的高径比；no为容器的有效装料高度，m；D为容器内径，12。 K1值选定后按no= ×D代人式(2)或(2a) 可求得D和。如果小于lm时，为了控制界面，取Ho=lm。计算求得D后，考虑到容器内的进、出料通道和部件占据的位置，应考虑适当加大维普资讯 http://www.cqvip.com 亨灵光洼一洼分层嚣的覆计方法 33 直径D。 3．5．2 轻液层与重液层有效高度之比因立式容器的截面相等，所以 = ， =V¨ ／V．t (3a) 3．6 相界面控制位置相界面位置由计算出的轻液层高度H (或重液层高度 )而定。 =v拍／(o．7s．5[f)=v ·(b+ )，(O．785 ) (4) 实际相界面控制位置的选择，在满足H H，计算高度的情况下，可根据设计者经验选择确定。考虑到原文有界面在l，2 成熟的试验和生产实践经验，本设计推荐相界面的控制位置在满足H 、计算高度的情况下，控制位置在有效装料高度的中间。当H ≠H，而两个高度相差不很悬殊时，取其中较大者的二倍。当 >H3取：Ho=2tt2 实际选取的轻液层有效装料高度 }k =1／'2Ho (4a) 当 > 取：Ho=2 取 =H3=1／'2Ho (4b) 当 ≠ 而两个高度相差很悬殊时，不推荐采用式(4a)、式(4b)。可根据设计者经验适当增高计算之分层高度较小一方的值。 3．7 结构尺寸 3．7．1 容器内设置重液排出部件排气rn V 至器顶盖距离h，由设计者根据经验或按以下推荐值选择 Ib=0．05 (5) 3．7．2 容器外设置重液排出部件当容器内不设置重液排出部件时，在设备结构上不存在。容器外设置的重液排出部件的排气口与容器的排气口v．连接(见图3)。 3．8 气相空间高度气相空间高度由设计者根据经验或按以下推荐值进行选择 =0．35一O．65 (6) 3．9 无效装料段高度无效装料段高度表示重液通道底端开口 b 与容器底板的距离。满足重液底都进料的最小高度为d萱／2，选择H4的高度越小越好。但还要考虑到物料的组成和性质，一般来讲，清洁纯净的物料取低值，有重组分杂质及含固体颗粒之料液因需留有一定的空间堆积沉降物取高值为宜。沉降物需定期清除。推荐无效装料段高度HI由设计者根据经验定或按以下参考值进行选择： ti,=(0．05一O．5)≥(dlt2) (7) 式中，为无效装料段高度，m；d重为重液出rn管内径，m。 3．10 设备总高度设备总高度按下式计算 L= + +ti, (8) 4 计算方法 4．1 分析与讨论虽然上述很多的设备结构尺寸通过计算和选择可以求得和确定，但缺少结构尺寸H．(或h )的求取方法。 H_是导流通道内重液的有效高度(图2、图3 中b2至b1处的距离)；h 是轻、重液排液的控制位差。轻、重液排出的控制位差h 的设计尺寸极为重要。当h 取值过大，会导致轻液从重液排出口流出；当h 取值过小，会导致重液由轻液排出口流出。如图2、图3所示，因H。=Ho—h ，由式(2)，式(3)联立求得后，只要知道H。或h 便能求解。由图2知，求h 就是确定b2的位置。因此h 的正确设计和取值是液．液分层器设计的核心及液液分层器应用技术的关键。关于生产控制问题．因轻液采取溢流方式流出，一般在轻液排出口不设置流出液控制闽。为了控制相界面，需在重液排出口设置阀门调节相界面位置。原文(经试验、生产使用)报导指出一旦相界面位置调好后，在连续生产进料稳定的情况下．可不必设置自动控制调节系统，也几乎不用人工操作就能正常稳定运转。 4．2 计算方法不管进料系统的压力如何变化，重液液面之上的气相压力与轻液液面上的压力因气相连通而维普资讯 http://www.cqvip.com CHEMICAL ENGINEERING DESIGN 化I设计珊，12(1) 相等。忽略各次要的因素后，将柏努利方程简化，可根据连通器原理进行净压头的平衡计算，则有： ·h = - + ·h (9) 代人H = 一hi ( —h)。h = 。 + ‘h 代人： +H3 ( + 一h)。h = 。 +H]。h 整理后得： hI= (Tm一 )13't ． = + = + ， = (1+1 ) 代人H2= ，(1+1，Kz) ． h．=[ ／(1+1， )](h 一 )lTz (10) 当取H2=H3时： =1 hI=[ ，(1+1， )](h 一 )，h = ( ，2)(h 一 )，h (10a) 按式(1O)、式(1Oa)求得h。，则重液限位的排料口得以确定．完成了分层器主要结构尺寸的计算。 4．3 计算示例已知不溶性混合液的进料体积流量V = 36 ，I1( =0．9)，其中重液Vm=18 ，h(7t= 1)，轻液V =18m3／h(‰ ：0．8)，分层时问tt= 30s，轻重液稳定停留时间相同t2=10s。设计一个分层器．计算设备的各主要尺寸。解：(1)按进料体积流量V ，选取一流速n ，求进料插人管的内径dI由。取流速 =1w2s代人下式 = 1 vRY(o．785 ) =t(36／3600)／(o．785× 1) =o．112m 经圆整取插人管内径125mm，核算对应流速【 )湿： =Vm，(0．785矗)=(36／~00)／(0．785×0．1252)= 0．82 (2)按轻液的体积流量V 选取出料流速求出口管道截面积。取流速 =0．2w2s代人下式 =V ，“ =(1s／3600)／0．2=0．025 轻液出口c的管径d轻： d轻=( ／0．785) =(0．025／0．785) =o．18m 经圆整取轻液出口c的管内径200m ．核算对应的流速： =V Y(0．785畦)=(1 )／(0．785×0． )= 0．16rn，B (3)按重液的体积流量Vt选取出料流速求出口管道截面积。取流速：O．2m／s代人下式 fl=vl， =(1＆删)／0．2=0．025 按重液出料通道截面为矩形设计，令其宽为 x，长、宽比取2：1则： fl=2X·X=2X2=0．025 解方程得其宽为：x=0．112m；其长为：2X=2 x0．112=0．224m 重液出口d的管径d萱： dl=(fl／0．785)。 =(0．025／0．785)。 =0．18m 经圆整取重液出口d的管内径150ram，核算对应的流速cUI： =Vt／(0．785矗)=(I8／3600)／(0．785×0 15 )= 0．283rr (0．5rn，3 (4)求有效装料量V 因为v轻=Vt( =【蝎=c21) 则V艘轻=V效重， = ，：1 按式(2)： v艘=v蛀 +V =(V +v1)-(tl+ )=( ) V =(V +Vt)‘(tl+k)=(18／3600+18／3~ )× (30+lo)=0．4 (5)选择有效装料段的高径比K．因进料量较小，取高值：K = tD=3 将 =3D代人式(2)得： { =0．4 竿：0．4 解方程得：D=0．554m =3D=3×0．554=1．662>lm 由的高位定出轻液出料口c的管底位置。 (6)相界面控制位置本设计相界面的控制位置因 =1．应在有效装料高度的中间。 = = (1／2) =1．662／2=0．g31m 相界面的控制位置距液面0．831m 插人管底端位置：按距界面1，4 设置／4=0．831／／4=0．21m (下转第28页) 维普资讯 http://www.cqvip.com CHEMICAL ENGINEERING DESIGN 化I谩计2002，I2(I) 0- 0．一0- 一0 — 0 — 0 角度图4 径向进气结构的顺时针压强分布曲线 4 两种进气方式的比较与选择通过对切向与径向两种进气结构内气体流动规律的分析，我们可以看出，两种进气方式虽然在结构上有所差别，但进入气流分布环内的气体流动规律并无不同，均作变质量流动并径向分流。从气流分布环的结构形式上看，径向进气虽然具有对称性，但其气流方向并不具有对称性．而是与切向进气结构流动规律相同，流动方向还具有不确定性．受初始瞬间随机扰动的影响很大，气流方向完全取决于进气时的初始条件，既可左旋也可右旋，不仅压强分布曲线难以掌握．而且还直接影响气流分布环内部结构形式与参数确定，使气体的均布问题更难解决。从流体力学角度分析．气流在径向进气结构的人口处容易形成对气流分布环内壁的直接冲击，加大气体的湍流程度，在气流分布环人口处的阻力损失更加集中．而且受气流的直接冲击．还会使分布环内壁上的各分流孔的动量交换极为不均，造成直接冲击处的分流量过大，使气流分布不均匀，压强变化规律更为复杂等不利影响。径向进气结构内的流体流动状况和切向进气的流动状况基本一致，但不确定的流动方向给分布环内部结构形式的确定带来很大的困难，而且气流进入分布环时，径向进气会直接冲击分布环内壁造成很大的能量损失，增大流体的流动阻力，使系统能耗增加。因此，根据以上研究结果，笔者认为氧化反应器内的四氯化钛进气环选用切向进气方式优于径向进气方式。 S 结语通过对气流分布环的气流流动规律和进气方式的研究，可以得出以下结论： (1)气体在气流分布环内流动是一个具有旋转、气体分流及合流等复杂特性的变质量流动过程，压强分布趋势具有独特的分布规律。 (2)在进气方式上．选择切向进气比径向进气方式更有利于气流的分布，更有助于气流分布环内部结构形式的合理配置与氧化反应器的优化设计。参考文献 1 荆文继四氯化钛氧化反应器进气环崎均布(学位论文)，华东理工大学．1998 2 胨春生化学工程．1985(2) 3 郑格杂．鲁钟琪．流体力学．机械工业出版杜．1980 (修改回稿200I—10—15) (上接第34页) (7)在容器外设置重液排出部件按图3。 (8)气相空间高度取气相空间高度k=0．4m (9)无效装料段高度H 的选择考虑到物料清洁纯净取低值，取无效装料段高度：H4=0，i5>dI／2=0，18／2=0．09m (10)设备总高度L L= +％ + =0．4+1．662+0．15=2，212m (11)求轻、重液排出口位差h 求得h 就确定了的位置。由题意按式 (1oa)： h|=( ／2)(h 一 )，h =(I 662／2)(I一0．8)／I= 0．I6~2m (12)插入管底端出料部件、重液排出部件在满足上述计算的主要结构尺寸及要求的情况下由设计者确定。参考文献 l 尹弼农．医药工程设计，1986(I) 2 常灵光．化工设计．1995(1) (修改回稿200I—Il一23) 维普资讯 http://www.cqvip.com 查看更多 6个回答 . 3人已关注

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低温液体的闪蒸损失和液氧流路改进？ 低温液体的闪蒸损失和液氧流路改进查看更多 0个回答 . 4人已关注

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烧碱项目仪表？我公司最近拟上10万吨/年离子膜烧碱项目，离子膜烧碱项目介质很多都是强酸强碱，还有少量泄漏的[wiki]腐蚀[/wiki]性气体。对仪表的腐蚀极其严重，在此想请教各位在选型严格要求下还有没有防腐的技巧？离子膜烧碱项目控制点虽然不是很多，但是有很多的控制点都很关键，一旦出现失控就将出现安全事故，所以在控制过程中加入了很多的连锁控制点，连锁控制点多了很多时候就将因为一个点出现故障就将造成全线停车，在此想请教一个比较优化的控制方案？在离子膜烧碱项目中很多腐蚀性介质若采用贵重金属成本太高，若采用钢衬四氟的又不是很耐用还有温度的限制，若是采用全塑价格贵、也不知道是否能不能耐用，还望各位多多指教。查看更多 18个回答 . 5人已关注

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限流孔板 1？ 限流孔板限流孔板计算查看更多 0个回答 . 1人已关注

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萃取精馏中相对挥发度？有二元共沸组分，PROⅡ中可以查到它们的相对挥发度等，现在想用萃取精馏分离它们，加入萃取剂后溶液中各组分的相对挥发度用PROⅡ怎么预测？之前看有说用闪蒸计算出气液相平衡参数然后再算，但是这样算出来太高，感觉不对，希望高手们帮帮忙！查看更多 0个回答 . 4人已关注

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物价上涨跟硫磺涨价有关系没? 觉得被加拿大人耍了，建设了那么多硫磺装置，现在硫磺涨价，化肥涨价，粮食涨价，物价上涨他们有责任查看更多 4个回答 . 3人已关注

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管道保温面积的计算? 请问管道保温棉面积是按照棉的外径计算还是内外径的均值计算面积？实际面积还用计算出来的面积还乘以相应的系数吗？如果有系数的话，棉的系数是多少，铁皮的系数是多少？谢谢广大盖德！谢谢！查看更多 2个回答 . 1人已关注

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是忧是喜？——北美氯碱产业重振雄风？北美氯碱产业重振雄风文章来源：中国化工报当前，页岩气带来的原料优势正在向化工产业链纵深传导。在美国化肥、乙烯项目大规模建设或重启后，氯碱产业也将从页岩气革命中受益。市场人士分析指出，尽管目前氯碱需求疲弱、产能过剩，但北美氯碱生产商将从天然气成本优势中获益，使氯碱产业竞争力大大提升，在全球市场中的份额将进一步扩大。虽然美国氯气定价没有发生变化，但美国氯碱开工率逐步回升。2012年12月美国氯碱开工率达到88%，美国氯碱产品出口强劲反弹…… 个人认为：在我国能源格局未发生重大变化的前提下，这一消息将对氯碱企业带来更大压力！查看更多 21个回答 . 4人已关注

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对石油化工企业产生的铜集、镍基废催化剂的利用？我公司专业回收处置利用石油化工企业产生的铜基、镍基废催化剂（危废编号： HW22 、 HW46 ）。拥有环保厅颁发的《危险废物经营许可证》并办理环保转移、联单等。常州市裕和金属材料有限公司联系人：丁培青联系电话： 1381 3581 606 查看更多 3个回答 . 5人已关注

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反应器的模拟？想知道固体和气体在反应炉中的反应情况，由于获取参数的条件有限，只能知道反应炉的温度，压力，在输入进料量的时候，一个反应物是固体，固体是间歇加入的，流量无法输入，该用什么方法来模拟呢？还需要什么数据？求大侠们的帮助查看更多 40个回答 . 4人已关注

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变换冷却操作规程？ 煤制天然气谁有变换冷却的操作规程求共享查看更多 2个回答 . 3人已关注

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石化深加工方面哪里会用到脱水这个工艺？大家好，我是做渗透汽化膜用于有机溶剂脱水的。想向大家请教一下在C3、C4深加工中哪个工艺段能够应用到脱水分离的。大概举个例子，譬如在丙烯腈生产中会产生乙腈副产物，一般销售的乙腈含水量都在0.1%以下。那么在整段工艺中是否会有专门的有乙腈脱水这种工艺？查看更多 0个回答 . 4人已关注

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关于防静电皮带与非防静电皮带的区别？ 请问防静电皮带和非防静电皮带的区别在哪里？？如何从外观上区分之？？？查看更多 4个回答 . 4人已关注

#防静电

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导热油炉点不着火?急、急！请教高手指点？今天单位燃气导热油炉突然出现故障，点不着火了，检查了燃气系统也有气通过，检查点火开关，也能看到点火头能打火，燃气压力也调节了，就是炉膛内点不着火，不知什么原因，请高手指教呀，着急呀！！查看更多 2个回答 . 2人已关注

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简介

职业：宁波大通永维机电工程有限公司 - 销售

学校：山东电子职业技术学院 - 自动化工程系

地区：江苏省

个人简介：知识是从劳动中得来的，任何成就都是刻苦劳动的结晶。查看更多

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