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关于硫酸的替代用品？最近因硫酸价格上涨，硫酸的价格已逼近1000元/吨，很多行业都受到影响，那么能不能用其它的硫酸盐来替代呢？比如说在磷复肥行业是不是可以用硫酸氢铵替代部分硫酸呢？那么其它行业呢，是不是也有些办法。请大家来讨论，说说你的看法。查看更多 4个回答 . 4人已关注

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停工处理的过程？ 催化分馏系统停工，停工过程中，例一中系统、二中、回炼油系统、顶循系统是不是泵抽空后就可以给汽扫线了？查看更多 2个回答 . 2人已关注

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螺杆空压机，进变压吸附制氮机设备进气含油量应控制在多 ...？ 螺杆式空压机，进变压吸附制氮机设备进气含油量应控制在多少？目前螺杆式空压机有有油无油之分，有油的能用吗？查看更多 1个回答 . 4人已关注

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提高微生物肥料效果的措施？　1、选用质量合格的微生物肥料质量低下、杂菌含量高或过期的产品不能施用。 2、施用时要尽量减少微生物的死亡菌肥要避免阳光直射，拌种时应在阴凉处操作，拌种后要及时播种，并立即覆土。菌肥不可与有害农药、化肥混合施用。 3、创造适宜的土壤环境酸性土壤应中和土壤酸度。土壤过分干燥时，应及时灌浇，大雨后要及时排除田间积水，应改良土壤，合理耕作，提高土壤的通透性。应针对性地补施微生物必须的矿质营养。 4、因地制宜推广应用微生物肥料根瘤菌肥料增产效果明显，可在豆科作物上广泛应用。对其他微生物肥料，应探索不同菌肥的效应，施用量、施用方法逐步推广。查看更多 1个回答 . 2人已关注

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关于除磷的问题？一工厂进水700T/天，进水总磷在20左右，COD500，单纯靠加药，没有生化处理能降到多少，降不掉的那部分原因是什么。希望解答的具体点，谢谢。查看更多 1个回答 . 3人已关注

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合成氨几种原料气的净化工艺浅析？合成氨几种原料气的净化工艺浅析周大明李孟璐（天脊晋城化工股份有限公司）摘　要简述了铜洗、联醇、双甲、醇烃化等几种原料气净化的方法及其特点。关键词合成氨原料气净化　　合成氨原料气的净化是生产中至关重要的工序，原料气微量(C0+C02)超高将导致氨合成催化剂中毒而无法运行，目前我国以煤为原料固定层气化的大多数中小氮肥厂采用铜洗法脱除微量(C0+C02)。传统的铜洗法是一种较为落后的净化工艺，存在着设备多、工艺复杂、操作麻烦而物耗高，又是生产中的主要环境污染源等缺点。随着耐硫低温变换催化剂的开发和精脱硫技术的发展，近期中小氮肥厂在原料气净化中相继出现各级压力的联产甲醇、甲烷化、双甲和醇烃化工艺替代铜洗净化，这些原料气净化工艺正逐渐完善和成熟，比传统铜洗法具有明显优势。 1、铜洗净化工艺的不足　　传统的铜洗净化工艺已在中小氮肥厂应用了几十年，现仍然继续在大多数厂中运行。尽管铜洗净化在各厂运行效果不一，但普遍存在着许多不足。 1.1 铜洗是合成氨生产事故的易发工序　　由于铜洗工艺流程长，设备多，铜液组分受各种因素的影响，各厂铜洗生产都出现过大小不同的事故。许多厂都出现过微量(CO+CO2) 超高、铜塔带液、设备填料堵塞、铜液成分波动、铜比难调等问题，是事故易发工序。 1.2 铜洗法净化物耗高　　铜洗在气体净化过程中，铜液要补充氨、铜和酸，铜液在低温下吸收脱除微量而在高温下解吸再生，既消牦热量又消耗冷量(蒸汽和电)，铜液在净化过程吸收了(CO+CO2)，同时亦溶解了H2有效气体，即使设置了再生回收，仍然存在着气体的损失。铜洗运行成本各厂水平不一物耗有所差异，但一般不低于50元/tNH3，甚至高达100元/tNH3以上。 1.3 铜洗是生产现场环境较差,污染多的工序　　铜洗现场的跑冒滴漏是管理难点。铜液渗漏和再生气排放污染水体和大气，不利企业环保工作的提高。 2、联产甲醇减轻了铜洗净化的生产负荷　　目前已有相当多的中小氮肥厂于铜洗前增加了联产甲醇工艺，联醇生产不仅增加了企业化工产品，更为重要的是减轻了铜洗净化的负荷，变换和脱碳的生产亦相对变得宽松，其综合效益是明显的。 · 2.1 联产甲醇的工艺联醇反应如下： CO+2H2 -> CH30H C02 +3H -> 2 CH2 0H+H2 0 　　许多厂联醇是在合成氨投运后增设的，鉴于目前中小氮肥厂的生产工艺及压缩机的具体情况，多将联醇设在铜洗之前并与之同压力级10-13MPa，谓之中压联醇。联醇生产的工艺流程图 1 图 1 联醇工艺流程框图注：根据合成塔内件不同亦可在塔前设塔外换热器，以提高人塔温度，降低入水冷排温度，亦可设余热回收装置。 2.2 联醇的生产运行　　联醇生产技术已经十分成熟，合成塔内件以均温型为多，催化剂以C207、C301和Wc-I( Ⅱ)为主。催化剂的升温还原多引用精炼气，精炼气应严格控制 NH3 含量和硫含量，H2:70%-75%。升温还原期间应尽量保持在低温和低压状态下出水，以提高催化剂活性。稳定联醇生产的重要环节是抓好气体进、出的净化，既要求变换气经湿法脱硫，脱碳气还要经精脱硫，入联醇气体总硫含量 <0.1x106 。联醇气要经醇洗塔，以减少和避免气态甲醇带人铜洗，引发铜液起泡，氨酸比失调，甚至会出现甲醇羰化反应。　　联醇原料气的净化，要根据原料和相关气化状况增加对氯和羰基铁的检测和脱除。有的原料气中含有噻吩(C4H4S)，其衍生物最为稳定，在变换反应中难以转化分解，会对催化剂形成危害；噻吩要在钼酸钴催化剂作用下加氢转化为H2S 后进行脱除。　　联醇生产变换气中CO含量一般控制在 2.0%-5.0%左右，脱碳气 CO2 含量应控制在≤0.4%，而醇氨比应在 0.25 内，年产 10X104 t/aNH3 达到 12.5x104 t/a(NH3+CH3OH) 为宜，醇氨比过高运行成本可能上升。醇后气中 (C0+C02)含量因催化剂的活性及合成塔生产负荷大小有所差异，一般CO含量<0.8%，CO2含量 <0.3%。　　为了适应市场需要提高甲醇产量，有的厂将变换气CO提至 6.5 %甚至更高，虽然运行成本上升，但市场效益较好，短期内亦是可行的。联醇生产利用废旧设备双塔并联或串联均可，串联时应考虑后塔的“自热”，确保催化剂的温度。联醇生产多数厂启用循环机，亦可不开循环机，气体一次性通过，不启用循环机应做好催化剂因故温度剧升时及时处理的准备。　　有的厂为追求多产甲醇，大幅度提高变换气中的 CO 含量，变换采用中低低工艺，会使中变催化剂在低汽/气比下反应出现过度还原，催化剂中 Fe304还原为金属铁。催化剂活性衰退，阻力上升寿命缩短，以致不得不提温使用，笔者所见闻亦不乏其例。采用中低低变换工艺不宜大幅度提高 CO 量，使汽/气比过小，为追求醇氨比应将变换改为全低变工艺更为合理。 2.3 联醇的综合效益　　联醇装置的投运均体现出不同程度的效益。首先铜洗生产负荷明显减轻，铜液循环量减少，物耗降低；变换降低了蒸汽消耗，阻力下降；脱碳循环液减小，电耗降低；合成氨运行成本降低，一般可降 40-60 元/tNH3 。加之新增甲醇产品的效益，二者合计，其投资 1-2 年内可做到全部回收。若铜洗、变换、脱碳和合成工序为生产“瓶颈”的厂家，联醇投运解决“瓶颈”问题，其效益则更为突出。 3、低压甲烷化净化技术　　原料气甲烷化净化是气相中(C0+C02)在催化剂作用下与H2 反应转化为CH4 而得以净化，是早期氮肥生产的一种传统气体净化工艺，近年由于精脱硫技术的发展而在中小氮肥厂中引起重视。甲烷化气体净化技术应该说较铜洗先进合理，而本身技术成熟。甲烷化反应是一种强放热反应： 3H2 +CO ->CH4 +H20+206.37kJ 4H2 +C02 ->CH4 +2H20+165.35kJ 　　甲烷化要求变换中CO含量<0.3%，(CO+CO2)<0.7%，以控制催化剂床层的温度。(CO+CO2)含量指标的要求在以煤为原料固定层气化的中小氮肥是较为苛刻，所以较难普及。目前仅有山东、河北等少数厂采用，近期山西兰化集团晋城 "18.30" 工程已采用了甲烷化技术。采用甲烷化净化技术在整体生产配置合理而管理水平高的厂家，能够体现出一定的运行效益。 3.1 甲烷化工艺流程　　甲烷化操作压力一般在 0.75-3.5MPa 间。并与深度变换系统相匹配，典型的甲烷化净化工艺流程见图 2 。图 2 甲烷化净化工艺流程框图　　甲烷化炉出气温度一般在 300-340 ℃间，而人炉脱碳气需升至 300 ℃左右，要借助于中温变换气作为热源提升(亦可自热)，然后变换气返回变换系统。　　甲烷化工艺流程简单，主要设备甲烷化炉的结构类似于变换炉，在占地、投资、生产操作等方面均优于铜洗。采用甲烷化净化技术的关键是：将变换气 CO 含量稳定降至 0.3 %内，确保甲烷化催化剂床层温度稳定。方法是： (1) 变换系统尽量采用多段反应，降低末段反应温度； (2) 采用二次变换和脱碳工艺，将变换气中的 C02 脱除后再进行末段变换反应，利于变换反应平衡，降低 CO 含量。不管采用哪种方法，合成氨的整体装置和工艺显得相对要复杂些。· 　　甲烷化是体积缩小的反应，提高压力有利于(C0+C02) 微量的降低，但由于气相中反应物H2 含量高，经计算在操作温度条件下 2.5MPa 的压力即可使微量达到10-6数量级，所以甲烷化净化压力不必提至很高。 3.2 甲烷化净化的生产操作及效益分析　　甲烷化生产使用镍催化剂，生产前要还原为金属镍，还原气要求(CO+C02)≤1%。还原生成的金属镍在180℃以下时与 CO 生成羰基镍，对金属镍具有毒性，因此当停车检修温度降至 180 ℃时必须停用含 CO 的工艺气而改为N2(H2)进行降温置换。甲烷化催化剂与联醇催化剂对原料气的净化脱硫要求基本是相同的。　　甲烷化炉温控制在，280-320 ℃之间，生产操作较稳定，微量(C0+C02)低于10x10-6，但原料气中(C0+C02)变化会造成催化剂床层温度波动，是引发甲烷化生产事故的主要因素。甲烷化运行费用仅是设备与催化剂的折旧，几乎未有物耗。它的主要损耗是甲烷化反应消耗了有效气H2 而产生无用的CH4 ，当(CO+C02)含量为0.7%时，经甲烷化后气体中CH4 含量大约同步增加 0.7%-1.0%，计算合成氨系统物耗原料气量至少将增加 100Nm3/tNH3 。仅从甲烷化增加耗气量方面考虑，人甲烷化炉气体中(C0+C02) 应越低越好；而合成氨系统应适应于循环气中，CH4含量较高的生产条件，否则甲烷化净化的效益难以体现。有甲烷化净化的合成氨系统应配以合成氨放空气氢回收装置。　　总之，甲烷化净化技术本身是成熟的，在以煤为原料固定层气化中应用价值，主要取决于变换气CO含量降至 0.3 %所付代价，及甲烷化气CH4 增加幅度，即深度变换、脱碳、精脱硫、氨合成及气体回收配置是否合理及管理水平。笔者见到甲烷化技术使用较好的厂家，但亦有的厂家变换阻力大、耗蒸汽多，甚至无法将变换气中 CO 含量降至0.3%以下；亦有的厂家合成氨系统无法适应气体CH4 含量上升的条件而放空量大，尽管放空气进行了H2 回收，但仍然耗气多，原料煤消耗偏高。 4、“双甲”净化'工艺技术　　如前所述，联醇工艺有诸多的优点，但不能彻底丢掉铜洗；甲烷化工艺能够控制好(C0+C02)微量，但对原料气中(CO+CO2)含量限制较为苛刻，而二者结合起来形成的“双甲”净化工艺，保持了二者的优点，弥补了二者的不足，因此甲醇化和甲烷化组成的 " 双甲”净化工艺是目前中小氮肥厂较为先进的净化技术。　　“双甲”原料气净化工艺，脱碳气先经甲醇化反应，其中绝大多数的(C0+C02)转化为甲醇，经冷却分离后再经甲烷化反应，使剩余的(C0+CO2)转化为甲烷，从而使气体中(C0+C02)微量降至20x10-6内，达到气体净化的目的。“双甲”具备联醇和甲烷化二者优点，去掉了铜洗，使变换、脱碳工序生产条件较为宽松，“双甲”对合成氨的原料气进行了“过滤”，有毒气体己降至最低限，合成氨生产负荷降低，气体净化度提高，催化剂寿命得以延长。　　“双甲”净化工艺由湖南安淳高新技术有限公司开发，并申请了国家专利，于1992年在湖南衡阳氮肥厂首次投入使用。“双甲“工艺的快速发展是在近期精脱硫技术得到发展提高之后。山西、山东、河南等多个中小氮肥厂相继建成投运。目前最大的一套“双甲”(醇烃化)装置 22x104t/aNH，系统在天脊晋城化工公司运行已经一年多，状况良好。 4.1 “双甲”工艺的压力选择　　甲醇化反应是体积缩小的反应，压力高有利于反应的平衡；在 250 ℃反应温度时压力达到 5.0MPa 以上，甲醇化平衡转化率已逐渐平衡，提高压力对提高转化率不十分明显。甲烷化的反应前已说明在较低的压力下 (C0+C02)微量即可达到 10x10-6 鉴于此，“双甲工艺的压力选择范围较大，具体选择可根据合成氨流程，压缩机段数、节能、投资及产品调整综合分析确定。现已投入运行的多在 12.5MPa 和 32.0MPa ，双甲在同一压力级或分设在中、高压力级的均存在，运行效果亦均为良好。从提高醇氨比降低运行能耗考虑，甲醇化反应在较低压力下较适宜，因为(C0+C02) 含量较高，加之与 2-3 倍的H2 同时转化为液态甲醇分离出气相之外，甲醇化后原料气体积有明显减小，有利于降低压缩机高压段的电耗。　　甲烷化反应，(C0+C02)已经微量，升压对增加压缩功很小；而升高压力可以加快甲烷化反应速度，利于(C0+CO2)微量的降低。若将压力提至合成氨同级压力，合成系统的废旧设备可以有效利用，并借助合成余热使用甲烷化反应达到“自热”运行效益将更好。 4.2 “双甲“净化的几种工艺流程 “双甲“工艺流程目前出现以下几种：　　以上工艺流程操作压力有所不同，有同级压力，亦有的分别处于中、高压力段。(3)则是第一、二甲醇化为中压段，甲烷化与合成氨同处高压段。天脊晋城化工的醇烃化(2)、(3)醇化二塔可串可并，与甲烷同压力串联。 (1) 和 (2) 醇化与甲烷化单系统串联，是以气体净化为主，以产甲醇为次。脱碳气中(C0+C02)含量宜控制在 2.0%- 5.0%，醇化系统以自热平衡或以循环气量来控制温度。醇化气 (C0+C02) 含量较低，入甲烷化反应难达到自热平衡，需要借助于外热源；当醇化气 (C0+C02)含量高时，虽然甲烷化反应借助外热少，但生产CH4 多，入合成氨系统原料气中CH4 升高。若“双甲”单系统串联，入甲烷化气体中 (C0+C02)应尽量降低，生产上不宜为减少外热用量而提高 (C0+C02)含量，以免生成较多的CH4 。 (3) 两醇化一甲烷化系统串联流程是以产醇为主，入系统脱碳气可较大幅度地提高 (CO+CO2)含量，在一级醇化系统生成较多甲醇，一级醇化催化剂温度宜以循环气量来调节；人二级的醇化气 (C0+ CO2)含量使之达到二级醇化系统自热平衡，当自热不足时可用副线提高人二级醇化系统的 (C0+CO2) 含量，使之达到温度稳定。入甲烷化系统气体 (C0+ CO2)含量仍然尽量降低，以减少CH4 的生成，自热不足应借助外热源。两级醇化系统可串可并与甲烷化串联流程，生产上调节余量大，适应性强， (CO+ CO2)微量稳定，是较为合理的。但 (3) 流程三系统串联阻力较大，在管径和设备尺寸选取上应注意。 5、醇烃化是“双甲“工艺的重大进步　　“双甲”工艺中甲烷化镍基催化剂改为铁基催化剂，则(C0+CO2)与H：反应生成物不是CH4，而是甲醇等多元醇和烷烃化物，醇烃物质经冷却变为液相，易于与气体分离，入合成系统的新鲜气中CH4 不会因经醇烃化而增多，与“双甲”比较，合成氨放空气量减少，吨氨耗原料气量降低。由于烃化过程不再转化为CH4 气体，生产中只要烃化气中 (C0+ CO2)微量合格，醇化气中 (C0+ CO2)含量可以适当提高，以增加反应热，使烃化过程尽量达到自热平衡，减少外助热量。烃化反应是气相生成液相，体积变化悬殊的反应，将微量最终降至 10x10-6 内是较易做到的，重要的是抑制CH4 的生成和减少外助热量，而醇烃化技术恰好能够弥补 " 双甲”的不足。因此醇烃化技术可较大幅度地提高醇氨比，增加醇的产量而不必顾忌因醇化气中 (C0+ CO2)升高而增加CH4 。　　天脊晋城化工有限公司是采用同压力级 (12.5MPa) 醇烃化工艺，由于尿素装置有较大的增产空间，目前醇烃化工艺仅启用单系统醇化和烃化，以气体净化为主，入烃化气体 (C0+ CO2)提至 0.3%- 0.5%，可基本达到自热平衡，经对醇烃化系统气体粗测，CH4 仅增加 0.1%-0.2%。 2004 年整套“ 18.30" 装置在生产技术和经济效益上取得明显效果，据《小氮肥信息》统计天脊晋城化工企业利润达 2.1 亿，居小尿素企业之冠。　　以产醇为主的醇烃化工艺以两级醇化串联与烃化串联效果为佳。以产醇为主人一级醇化系统原料气中 (C0+ CO2)含量高，自热过剩需启用循环机以气量控制床层温度。入二级醇化系统气体 (C0+ CO2)相对较低，床层温度主要以成分来调节，一般不启用循环机而达到自热即可。如果将一、二级醇化塔前预热器的热气相互调换，即一级出塔气将二级入塔气预热；二级出塔气将一级入塔气预热，热利用效果会更好。　　烃化为铁系催化剂，升温还原必须彻底，否则投入生产后烃化反应会复杂化，影响甲醇质量。烃化系统中水冷后增串氨冷，目的是为深度分离烃化物质，在升温还原期间降低温度利于循环气中水分及醇类物质的分离，提高催化剂的还原质量；因此氨冷应坚持使用为好。“双甲”工艺的压力选择亦完全适应于醇烃化技术，在此不再赘述。 6、液氮洗涤法简介　　微量 (C0+ CO2)的脱除，除铜洗、甲烷化和“双甲”工艺外，尚有液氮洗涤法，是在深冷高压条件下进行，其原理是利用 CO 等惰性气体具有比氮的沸点高，且易溶解于液态氮的特性。液氮洗涤为物理过程，以液氮为洗涤剂， CO 冷凝在液氮中，而部分液氮蒸发到气相中作为合成氨的原料气。液氮洗涤法的突出优点是，不仅能脱除 (C0+ CO2)，还能脱除CH4 和 Ar ，使人合成塔的H2、N2气体中只含有100x10-6 的惰性气，从而使新鲜气消耗低。　　液氮来源于空分装置，在氮肥厂与空分组成联合系统，可简化流程、减少设备、节省投资和降低运行成本。液氮洗涤早在 20 世纪 20 年代即应用于焦炉气的分离及重油部分氧化，以煤为原料仅适应于富氧气化而不宜用于固定床间歇气化的氮肥厂。山东华鲁恒升实施的国产化大氮项目中，采用了具有自主知识产权的低温甲醇洗和液氮洗技术，气头则采用水煤浆四喷嘴新型气化技术。 7、结束语　　以煤为原料固定床间歇气化的氮肥厂，脱除原料气中(CO+ CO2)目前仍以铜洗净化法为主，但近年来，醇烃化净化工艺的应用有较大发展，有的用于老厂改造，亦有的用于新装置的建设，以用于规模较大的新装置建设效果最好。“双甲”及醇烃化净化技术的发展，得益于耐硫低变催化剂和精脱硫剂的提高，适应和满足了醇氨比增大及原料气脱硫的净化要求，使变换及醇烃化催化剂使用寿命得到延长。醇烃化技术的发展源于醇烃化本身的优点：(1) 脱除 (C0+ CO2)的微量低且稳定；(2)不产生CH4气，因而也不增加合成氨放空气量；(3) 能较大幅度地提高联产甲醇的产量。合理而运行稳定的醇烃化净化工艺是一个系统工程，前后工序装置要匹配合理，气体脱硫、脱氯达到要求，醇烃化工艺才能发挥更好的效果。查看更多 2个回答 . 2人已关注

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请问哪里可以分析气态轻烃中的砷汞? 单位到底是ppb还是ppm? ppb，按摩尔计算查看更多 3个回答 . 3人已关注

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pccad型材 ini 未知命令？ pccad型材 ini 未知命令我加载了acad.lsp 加载成功但是还是不能用呢？查看更多 2个回答 . 4人已关注

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含酚废水的问题？ 对于含酚800mg/L的废水直接送生化处理是否可行？难点在哪里？采用活性炭吸附是否可行？查看更多 12个回答 . 4人已关注

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深冷分离装置中的膨胀机？ 在乙二醇生产过程中，深冷分离装置的膨胀机操作方面的知识谁能给介绍一下？查看更多 5个回答 . 5人已关注

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冷却塔换热器的选择？ 公司要上一套闭式循环水系统，冷却塔要上一套大的换热器，盖德中有没有做过或使用过的，如果有可以提供一些宝贵的资料吗，查看更多 18个回答 . 1人已关注

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有谁了解单晶硫矿的选矿工艺? 由于本人有一块单晶硫矿，品位在15——30％左右，但是关于单晶硫矿的选矿和提纯方面的资料很少，有谁能帮帮忙，提供一下关于单晶硫矿较为先进的加工工艺，先谢谢了！查看更多 0个回答 . 3人已关注

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急求：HG/T20615-2009？ 各位大师：现急用HG/T20615-2009美标标准，手头如有请发邮箱 GQLLB2009@126.COM ，多谢！查看更多 3个回答 . 1人已关注

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请问关于氯水结晶的性质？ 氯气在低于9.6度时就会与水结晶，那么该晶体有什么性质吗？比如他的密度是多少，会不会易燃易爆等等，谁有相关资料吗？，， - 查看更多 1个回答 . 4人已关注

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SW6计算换热器的几个参数？我在用SW6计算换热器结构时有几个参数不知道怎么填希望大家指教首先在填写主体设计参数时，管侧和壳侧的壁温是不是一定要填写还有两侧的试验压力是不是一定要填写如果不填会有怎么样的影响其次在计算圆筒厚度时环向和纵向的焊接接头系数各填多少比较保险我都填的0.85怎么样在计算前后管箱厚度时管箱封头的焊接接头系数该填多少呢？是不是要按照GB151的标准确定啊？我把问题都截图了查看更多 24个回答 . 1人已关注

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GHH堵灰的原因？本文由盖德化工论坛转载自互联网，？ x GGH堵塞的原因 1、吹灰枪（器）本体、吹灰枪参数设置、吹灰介质的原因重点检查吹灰枪本体喷嘴是否堵塞、腐蚀，枪是否卡涩，驱动机构又无泄露等。吹灰参数中重点检查吹灰行程的范围是否涵盖了GGH的转子半径，检查吹灰枪每一步的停留时间是否充足、合理，是否能够吹扫彻底。检查吹灰的蒸汽或者压缩空气压力参数是否达到了使用要求。 2、烟气流分布严重不均匀的原因这种情况一般表现为GGH的某一环或几环换热原件相对其它部分堵灰严重，通过检查冷、热端换热原件的堵灰情况判断出是GGH入口端还是出口端气流分布不均匀，条件允许的话可以加导流板或者均流板。 3、运行方面的原因机组燃油时又无隔离GGH。这主要是在锅炉点火或者稳燃的时候特别需注意。最好在锅炉投油时，脱硫系统退出。锅炉运行工况尽可能的稳定，主要是燃煤的稳定和GGH入口温度的稳定。以下规定可参考：入口粉尘含量一般不超过250mg/m3；从脱硫塔出来的净烟气平均雾气浓度不超过10mg/m3，雾滴直径不大于17微米。控制合理的PH，尽量控制在5.4-5.5之间，避免发生剧烈的变化。PH值低，使亚硫酸钙的溶解度上升，会有大量的石膏在短期内析出，易产生硬垢；当PH过高时，会有亚硫酸钙析出形成软垢。脱硫停运而锅炉未停运，考虑到挡板可能存在的泄露。应保持增压风机的密封风和GGH的密封风。严禁在运行时对最后一级的除雾器进行反向冲洗。 4、工艺布置的原因有些GGH冷端布置在上，这种布置非常容易导致除雾器的出口夹带物和雾沫沿烟道流至GGH上。可以适当考虑在烟道内加挡板的方法进行解决。 5、除雾器的原因除雾器的选型不合理。当设计存在偏差，实际烟气流速过高时，除雾器无法达到额定的除雾效果，导致烟气夹带雾沫过多，从除雾器出来的雾沫夹带过量残余的石膏微小粒子使GGH发生堵塞。除雾器冲洗装置的设计、布置和冲洗程序不合理。除雾器断面上流速分布不均。冲洗水压力、流量不足。除雾器局部堵塞，造成流速升高。查看更多 0个回答 . 5人已关注

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煤粉锅炉火焰探头表面积灰后有何后果? 煤粉锅炉火焰探头表面积灰后有何后果？查看更多 1个回答 . 4人已关注

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简介

职业：上海川易设备工程有限公司 - 销售

学校：兰州大学 - 化学化工学院

地区：辽宁省

个人简介：我的青春没那么绚烂只是很奢侈罢了查看更多

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