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油价10连跌，煤制油和煤制烯烃装置开车效益如何? 12月12日，国内成品油价格如期迎来“十连跌”。对于国际油价连续数月下跌，国家发改委原副主任、国家能源局原局长张国宝特别提醒，我国新兴的煤化工产业将受到较大影响，煤化工产业的投资需谨慎。张国宝是在11月28日北京召开的第六届中国能源企业高层论坛上做出上述表述的。他谈到，这两年我国兴起的煤化工、煤制油、煤制气项目方兴未艾。据统计，煤制油在建的项目就有3000多万吨。原来油价100美元/桶时，煤化工产业的优势十分明显，当前油价下跌30%多，煤制油产业的价格优势就消失了，利润空间被大大压缩。神华集团负责人也表示，国际油价每桶70美元，是煤制油项目的盈亏平衡点，如果再继续跌下去，煤制油项目就会亏损。同样煤制烯烃也是如此。油价100美元/桶时，相比于以石油为原料的烯烃，煤化工路线生产的烯烃每吨差价有1000多元，竞争力强。随着油价下跌，煤制烯烃的利润空间在缩小。“在油价持续下跌的大背景下，煤化工行业的投入不要那么胆大了。油价10连跌，煤制油和煤制烯烃装置开车效益如何？欢迎大家参加交流与讨论！查看更多 13个回答 . 4人已关注

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关于油气两用火嘴？ 炉子的油气两用火嘴在只烧气时，油嘴的雾化蒸汽用不用开啊？我们装置是开的，说开着是为了保护火嘴，关了能把火嘴烧坏吗？查看更多 5个回答 . 1人已关注

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建议斑竹增加磷矿、磷酸、磷复肥板块，为了方面磷化工的 ...？未来我国磷肥和磷化工行业，将面临严峻的磷矿石原料危机。磷矿是生产磷肥和磷化工的主要原料，而生产高浓度磷复肥需要的都是品位在30%以上的优质磷矿。目前，我国可以生产这些肥料的30%品位的富矿工业储量只有11.08亿吨，主要集中在云、贵、川、鄂等四省的八大磷矿区。国土资源部已将其列入2010年后不能满足国民经济发展需求的重要矿种之一。据估计。到2010年我国磷肥产量1200万吨（折纯），约需磷矿石4650万吨，根据中国化学矿山协会测算，届时不包括其他磷产品用矿，仅磷肥用矿预计缺口在800万吨以上。我国是世界拥有世界上最先进的中低品位磷矿选矿技术！为了使广大从事磷矿采选、磷酸、磷复肥等磷化工行业的技术人员，管理者提供交流的机会，强烈建议增设磷矿、磷酸、磷复肥板块！查看更多 2个回答 . 5人已关注

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讨论一下国内外知名的空压机的厂家？我以前做过空分的项目，知道比较大的空分项目用的比较好的空气压缩机是曼透平，阿特拉斯和英格索兰的，在化工和其他领域还有哪些压缩机厂家，请大家详细谈谈...查看更多 12个回答 . 3人已关注

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GB/T3429-1994与GB/T14957--1994有什么不一样？ GB/T14957--1994熔化焊用焊丝与GB/T3429-1994焊接用钢盘条有哪些不一样查看更多 0个回答 . 2人已关注

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塑料袋等塑料固体废弃物如何处理? 铁轨傍边，垃圾场，生活中常常遇到这些白色污染，很不容易降解。请问现在都要什么方法处理这些白色垃圾。谢谢。。。查看更多 6个回答 . 2人已关注

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气气全焊板式换热器的查漏与维修？ 请教各位高手，气气式全焊板式换热器的查漏方法与维修办法，请大家多多交流！查看更多 3个回答 . 1人已关注

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脱硫亚硫酸锌氧化工艺设备？ 各位同仁有从事氧化锌烟尘脱硫产物综合利用的吗？如果有氧化锌脱硫产物氧化回收利用工艺和设备配套技术，可以联系我qq59598112。查看更多 0个回答 . 5人已关注

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如何进行锅炉扩能改造？ 如何把110T/H的燃气锅炉（燃烧焦炉煤气）改造成130T/H的燃气锅炉（燃烧焦炉煤气），扩能改造。查看更多 2个回答 . 1人已关注

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爆笑中文直译？ 听说Good good study, day day up这句，老外收入词典了。呵呵，国力强了以后，让英美人说chinglish。查看更多 1个回答 . 1人已关注

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保温材料容重？我公司正施工的一个保温工程，岩棉设计容重150KG/M3（1000*600*75*4块/包）,管理公司不管国家标准GB/T11835-2007的规定，要求抽检的单包重量不能低于24.5KG/包，并要求抽检的平均重量不低于26.5KG/包，这样厂家供的货有2/5不合格，看GB50126--2008上材料规定软质材料的密度不得大于150KG/M3. 请哪位前辈指点一下？我们该怎么办？查看更多 3个回答 . 4人已关注

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如何确定最优理论板数? 很有用的主题，正在学习！查看更多 10个回答 . 4人已关注

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精译求精汉译英2012.04.02（周一）？清明时节雨纷纷，路上行人欲断魂。精译求精活动请注意： 1 、回复之前请先阅读前面各位盖德的翻译，如果自己的翻译和前面某位盖德的翻译类似，则请不要发布雷同的翻译。 2 、回帖不必隐藏，以便他人进行点评。 3 、禁止发灌水贴，禁止人身攻击言语诽谤。 4 、版主评分时以 +5 财富为基准，视回帖质量进行评分增减。鼓励大家给优秀的翻译和点评加分，但是禁止恶意互评。 5 、欢迎广大盖德提出宝贵建议，可直接发站内消息给版主或本帖跟帖提出。祝大家天天开心！查看更多 0个回答 . 2人已关注

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煤制天然气系统学习设备选什么书好？ 建议先认真系统的学习、掌握自己本工段的工艺、设备，主要是多看、多问、多想。呵呵查看更多 3个回答 . 5人已关注

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关于前馈控制和反馈控制？在工业控制中经常使用到反馈控制，其主要控制方法是通过调整被控对象与设定值之间的偏差进行控制，形成了一个闭环控制。那前馈控制的控制方法主要的特点是什么？之前在网上查过，只有理论的解释。也没有具体事例说明为什么有的控制要采用前馈。请大神解释下前馈控制的特点，并举一个实际的控制方案从而解释下前馈的必要性。查看更多 7个回答 . 4人已关注

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Aspen物性估计？各位大神，最近在做阿苯达唑的模拟，但是有好几种东西Aspen里没有，都是我自定义的，但是没法运行，说是没有我定义的焓值，我也换了好几种物性方法了。 * WARNING PROPERTY DHVL IS MISSING WHEN CALCULATING DELTA USING THE DEFINITI METHOD. DELTA WILL NOT BE CALCULATED * WARNING WHILE CHECKING INPUT SPECIFICATIONS BLOCK NAME: B1 MODEL NAME: RSTOIC REACTION NUMBER "1" DOES NOT SATISFY MASS BALANCE. THE ABSOLUTE ERROR IS 0.30560E-01 CHECK STOICHIOMETRY/MOLECULAR WEIGHTS. * WARNING WHILE CHECKING INPUT SPECIFICATIONS BLOCK NAME: B1 MODEL NAME: RSTOIC PHYSICAL PROPERTY PARAMETER DHFORM OR DHAQFM IS MISSING FOR THE FOLLOWING COMPONENTS: ABDZ HYCW ABSENCE OF THIS PARAMETER WILL RESULT IN INCORRECT ENTHALPY RESULTS. Flowsheet Analysis : COMPUTATION ORDER FOR THE FLOWSHEET: B1 ->Calculations begin ... VAPOR PRESSURE MODEL PL0XANT HAS MISSING PARAMETERS: PLXANT/1ST ELEMENT (DATA SET 1) MISSING FOR COMPONENT HYCW ****PROPERTY PARAMETER ERROR ERRORS ENCOUNTERED IN CALCULATION OF VAPOR-LIQUID K-VALUES USING OPTION SET NRTL FOR KVL ! Calculations stopped because of missing property parameters 查看更多 4个回答 . 1人已关注

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10%稀硫酸换热器选用何种管材？ 哈氏合金B-3就可以了，比钽低一些其实该工况用锆材就可以了，性价比比哈氏合金b3更高些查看更多 42个回答 . 3人已关注

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回收单的质量问题？ 聚合回收单体中都含有哪些杂质，这些杂质含量大约为多少，对聚合会有哪些影响。查看更多 0个回答 . 3人已关注

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某厂部分工艺技术改造方案提要？ 1. 原料煤场为了进一步提高入炉煤的质量，减轻劳动强度。降低入炉煤的加工费用，真诚建议： 1.1. 采用三层辊动筛，筛分成 >100mm 返回加工， 40~100mm ， 10~40mm 作为入炉成品。该筛布置在船运上岸，输运带末端。经辊动重筛分不同粒度原料煤，采用移动式输送带，分粒堆放在干煤棚内，按最适应的粒度配比装车送造气使用。 1.2. 辊动筛应增加灰尘罩，防止筛分时煤灰扬尘污染，改善厂区和河道的环境树立企业环保形象。 1.3. 为防止雨雪天气的浸渍入炉煤，带入水份，建议煤场增加干煤栅和运煤通道，防止成品煤和运输时带水入炉，增加原料煤的消耗。 2. 造气工段在原有高水平的制气基础上提出以下几点看法供参考： 2.1 操作 2.1.1 氢氮比太高操作中加 N2 气量少影响半水煤气成分和气量，为了提 H2 外供人为的提高 CO+H2/N2 ＝ 3.7 的控制是极不经济的。 H2 含量高已经消耗了大量蒸汽，必须要多加 N2 才能增加半水煤气产量。提 H2 装置是为了回收合成放空气和贮罐气中的 H2 ，绝不能为了保证另外产品的加工的需要在铜洗后提 H2 使去合成新鲜气的 H2/N2 降至 2.2~2.4 。这样严重影响氨的合成率，得不偿失。 2.1.2 吹风时间过长影响了制气时间，主要是吹风强度不够，达不到强风短吹的目的。是否能更换鼓风机，提高鼓风机的出口空气压强，在保证炉内炭层不吹翻的基础上，提高吹风强度，降低吹风时间。 2.1.3 半水煤气中 O2 含量高半水煤气中 O2 含量是非常重要的控制指标，目前很稳定在 0.5% 已经偏高了入，望能准确分析 O2 含量的控制。 0.5% 的 O2 会严重影响变换催化剂的使用寿命。请检查空气阀和下行煤气阀是否有泄漏现象。 2.1.4 入炉蒸汽半过热造气炉夹套和废热锅炉付产的饱和蒸汽未过热与锅炉来的过热蒸汽混合后蒸汽温度在 200 ℃左右。半过热蒸汽入炉，降低了蒸汽分解率，炉温下降较快。只好增加吹风时间弥补炉温，影响了制气时间。今后必须要将显热回收的蒸汽过热，使混合后的蒸汽温度达到＞ 250 ℃入炉，可提高蒸汽分解率，可采用我们的显热综合回收器实现以上入炉蒸汽温度。达到进一步节省原料煤和蒸汽的消耗，提高半水煤气产量。 2.2. 造气工段装置 2.2.1. 尽快采用微机油压控制，早日淘汰自动机人工控制，减少阀门迟后现象影响产气量和气体成分，降低操作人员的劳动强度。厂方决定采用自动加煤，此举可节省间接加煤占用的时间，三台炉每天可增加（目前 40 分钟加煤一次，每次损失按 1 分钟计） 108 分钟制气时间，按目前制气强度 1600m3( 标 )/m2 × h 计算。三炉每天可增加氨产量：每年增加氨产量：，年产值为：。此项措施是非常有利于厂方的经济效益。但必须要注意手动吊斗的起吊高度三楼空间高度是否能满足。煤斗的支撑负荷必须要慎重考虑，否则会造成不必要的损失。 2.3. 工艺流程该厂目前工艺流程还保留最原始的状态，单炉、单除尘，配置热回收和冷却洗涤。除尘、显热回收及冷却洗涤效率较低，没有充分发挥每台设备的利用率间断运行单炉系统配管比较复杂，阻力较大，热损失较多，下行除尘效果较差。下行煤气阀距离下炉口较远，二次上吹无法彻底置换盲区煤气，吹净回收时容易积累空气被下行制气时带入系统影响半水煤气质量，威胁着生产安全。下行制气带出物靠集尘器除尘，即达不到除尘目的还增加了系统磨损堵塞，加重洗涤冷却负荷和显热的损失。 2.3.1. 下行制气时，旋风除尘器处于停止运行状态。蒸汽充入压力 0.078MPa ，二次上吹时其中蒸汽全部带入洗涤塔冷凝损失了，经计算每个循环损失 8kg 蒸汽。三台炉一年损失蒸汽量：损失金额（吨蒸汽按 50 元计）：这种损失太可惜了，可以采取改造工艺流程解决此部分的损失，而且还可充分利用原有的除尘设备，完成一个循环周期所有出炉气体的除尘。 2.3.2. 采用多炉配全气量除尘集中显热回收和洗涤降温，显热回收效率高，系统阻力低，洗涤冷却降温效果好，可大幅度降低系统阻力，提高半水煤气产量。（显热回收器采用无机热元件或热管构成：软水汽化，闪蒸饱和蒸汽、饱和蒸汽过热综合设备，简化工艺流程降低显热损失）。 2.3.3. 为了防止空气阀，下行煤气阀的泄漏，降低半水煤气中 O2 含量，此二阀可采用双闸板间充汽阀，当阀门关死时充入 0.3Mpa 蒸汽，闸板间形成正压，可防止空气和煤气泄漏。 2.3.4. 为了单系统安全停车，上行煤气阀也可采用双闸板间充汽阀，防止系统半水煤气倒流停车系统，保证停车检修的安全。 2.3.5 造气工艺的计算：造气工段工艺计算 1. 已知条件 1.1. 每个循环时间 E ： min 2.5 1.2. 制气过程循环数 n ：次 13.4 1.3. 原料加入量 G ： t 2 1.4. 制气阶段％吹风 m 上吹 h 下吹 s 0.25 0.25 0.4 1.5. 入炉空气温度 t 压力 P1 大气压 P 标压 Po 流量 K 25 2.40E+04 9.94E+04 1.01E+05 14000 1.6. 吹风气成分％ V ＇ N2 V ＇ co V ＇ co2 V ＇ H2 V ＇ o2 V ＇ CH4 0.769 0.056 0.16 0.004 0.003 0.008 1.7. 半水煤气成分 % V N2 Vco Vco2 V H2 V O2 V CH4 0.195 0.305 0.065 0.42 0.004 0.011 1.8. 原料煤成分％ C H O S 灰分 A 0.825 0.0085 0.0045 0.004 0.102 0.0025 1.9. 入炉蒸汽量 t 上吹流量 g 下吹流量 d 4.3 4.2 1.10. 吹出细灰 % 细灰中含灰 % 细灰中含 C 量 Cc% 细灰中挥发分 % 0.29 0.65 0.06 1.11. 排渣 % 灰渣中含灰量 A 渣％灰渣中含 C 量 C 渣 % 0.82 0.18 2. 计算 2.1. 吹风时空气消耗量 2180.8 2.2. 吨煤用空气量 V1 m3( 标 )/t 煤 1090.4 2.3. 吹风气生存量 V2 m3( 标 )/t 煤 1120.2 2.4. 吹风气消耗碳量 fa Kg/ t 煤 134.4 2.5. 吹出细灰中损失碳量 fb Kg/ t 煤 2.6. 灰渣中损失碳量 fc Kg/ t 煤灰渣量： G 灰 Kg/ t 煤 0.12683 灰渣中损失碳量： Ac Kg/ t 煤 11.4146 2.7. 制气量 V3 m3( 标 )/t 煤 3327.49 2.8. 用于制气氮空气量 V4 m3( 标 )/t 煤 821.343 2.9. 蒸汽用量 y t 汽 / t 煤 1.53821 2.10. 蒸汽分解量 y’ t 汽 / t 煤 0.56151 2.11. 蒸汽分解率 Z t 汽 / t 煤 0.36504 3. 吨氨消耗定额吨氨半水煤气消耗按 3300 标准立方米计 3.1. 原料煤消耗： G t 煤 /tNH3 0.99174 3.2. 折成标煤： G 标 t 煤 /tNH3 0.90610 3.3. 吨氨蒸汽消耗： W 汽 t 汽 /tNH3 1.5255 3.4. 吨氨空气消耗∶ W 空 m3( 标 )/t 煤 1895.94 3.5. 小时用空气量 Vh m3( 标 )/t 煤 12323.6 4. 气化过程总效率 η % 0.94278 4.1. 每 m3 半水煤气发热量 Q 气 Kj/ m3( 标 ) 9524175 4.2. 每 Kg250 ℃过热蒸汽热焓为 Q 汽 Kj/ m3( 标 ) 2973884 4.3. 每 Kg 原料煤发热量 Q 煤 Kj/ m3( 标 ) 29040482 5. 单炉生产能力 W 单 m3( 标 )/t 煤 5959.69 6. 三炉日产氨量 W 日 tNH3/d 130.03 7 . 造气炉生产强度 Wg m3( 标 )/m2 · h 1317.4 3. 脱硫工段采用栲胶催化剂脱硫，提高脱硫效率，节省自用氨量，杜绝环境污染降低动力消耗。 3.1. 氨水脱硫存在自用氨量年损失氨量：年损失金额远远超过栲胶液脱硫的成本消耗。 3.2. 脱硫液为封闭式循环，无废液排放，降低了污水循环负荷，节省动力消耗。 3.3. 有利今后实现自动化调度的控制。 3.4. 脱硫液循环量降低 1/3 ，节省贫液、富液的动力消耗。 3.5. 硫磺回收效率高，可增加硫磺付产品产值。 3.6. 脱硫系统阻力下降，增加压缩机的生产能力。 4. 变换工段 4.1. 原有工艺流程的改造改造工艺流程，中变一段出口引出进蒸汽过热串第二热交调节二段入口气温，二段变换气采用喷水降温控制三段入口气温，三段出口变换气去第一热交加热半水煤气再串低变入口水加热调温器控制低变入口气温，热水由第一水加热器出口来，可提高入饱和塔热水温度，增加半水煤气出口汽 / 气比。使变换气出热水塔出口气温降至 95 ° C 左右，节省蒸汽的添加量。 4.1.1 铜液加热，由合成软水加热器提供热源，第二热水塔软水回收热量可供全厂废锅和锅炉用热软水。 4.1.2. 第二、三水加热器改造成一个水加热器，热水部分补充给变换系统大部分热水供锅炉用可简化工艺流程降低系统阻力。 4.1.3. 采用全低变工艺流程在保留铜洗精炼合成氨原料气的基础上可采用全低变工艺流程，其特点： 4.1.3.1. 生产能力翻番 Co-Mo 系催化剂的活性较同温度下Fe-Cr系中变催化剂高约80倍，在实际使用温度较中变温度降低约150℃条件下，其活性仍相当于中变催化剂的2倍以上，因此在不改大原变换炉的情况下，仅将催化剂改变为Co-Mo催化剂，即可使其生产能力增大一倍。又由于采用全低变工艺后操作温度降低、汽气比下降，热交换器传热面积及系统管道所需尺寸均明显减小，而随着热水循环量的相应下降，饱和热水塔的生产能力也大幅度提高。因此就整个变换装置而言，采用全低变工艺，无需作大的变动即可使生产能力翻番。生产厂家的经验和事实证明，原2.5万吨氨/年生产能力的“中变串低变”变换装置，改为全低变后负荷已升到5万吨氨/年以上。因此，全低变工艺是可用于需扩大变换生产能力的技术改造。 4.1.3.2. 可进一步降低变换蒸汽消耗。由于Co-Mo催化剂的起活温度及热点温度比“中串低”或“中-低-低”工艺下降150℃左右，系统热损失明显减少。加之变换末段温度下降约30℃，获得相同变换率所需的汽气比可降低0.1～0.15，使得采用全低变工艺吨氨蒸汽消耗可降低到300kg以下，因此较“中串低”、“中-低-低”工艺具有更突出的节能效果。 4.1.3.3. 可长期维持在高水平下稳定运行 Fe-Cr 系中变催化剂的制造方法决定了它在运行过程的粉化问题是难以避免的，催化剂粉化后床层阻力将激增，生产能力也将随之下降。中变催化剂粉尘及在中变催化剂中生成的氯化物等有害盐类带入低变床层后，覆盖低变催化剂活性表面，致使其活性迅速下降，还易于使低变催化剂结块，造成气流分布不均及阻力降增大等。众多采用“中串低”工艺的厂家均发现该工艺一般在运行一年左右后，其效果即大不如初，即所谓“好景不长”的问题，这在很大程度上是由于以上原因造成的。而全低变工艺全部采用不易粉化的Co-Mo系催化剂，Fe-Cr系中变催化剂所带来的全部弊病已不复存在。因此可维持低阻力、低消耗、长周期稳定进行。目前最早投入的全低变装置已进入第十年之久，仍在正常运行中。 4.1.3.4. 有利于变换下游工序的稳定操作当汽气比减得过低时（如R≤0.50）在Fe-Cr系催化剂上易生成铁的碳化物，它将促进费-托反应（即产生乙炔等化合物的副反应）。乙炔可在铜洗工序生成发泡能力比Cu2S强50倍的Cu2S2，造成铜洗带液。这一现象在设置联醇的工厂中（因汽气比更低）表现更为严重。而在Co-Mo系催化剂上则无上述副反应发生，因此即使在极低的汽气比下，亦不会引起铜洗带液。此外，全低变工艺有机硫转化率可达98%以上，由于H2S易于脱除，致使合成补充气中总硫含量明显降低，促使合成催化剂持续维持较高的活性，寿命延长。除以上几个主要方面外，全低变还具备开车启动快，从而增加有效运转时间，对设备的腐蚀降低、安全性增强，消除了致癌物质 ——铬的污染等诸多优越性。 4.2. 全低变的工艺流程方案全低变工艺目前已在全国六十多家中小氮肥厂实施，取得了丰富的经验。目前各种模式的工艺方案已近于规范化，该厂可根据原变换系统的工艺状况和本厂的具体条件与要求选取不同的方案。推荐流程见“全低变工艺过程示意图”。来自饱和塔出口约＞135℃的半水煤气在热交换器中与变换炉二段出口300℃的变换气换热，温度升高至180～200℃入变换炉。经一段CO变换反应后，CO含量下降至12％左右，温度升高到350 ℃左右引出至炉外第三水加热器与循环热水换热，温度降至200℃进入变换炉二段进一步进行CO变换反应，CO下降至3～4%，温度则上升至320℃，经热交换器、第二水加热器分别与半水煤气及热水换热后，温度下降至205℃，补充饱和蒸汽后，温度下降至200℃入变换炉三段继续进行变换反应，CO变换至≤1.5%，温度上升至245℃去第一水加热器，与热水换热后降温至180℃入变换炉四段（即原低变炉），反应后CO降低至0.2%左右，温度上升至210℃，经第一水加热器与热水换热降温至110～120℃进入热水塔。来自热水泵的热水依次通过第一、第二、第三水加热器与变换气换热提温后入饱和塔。 4.3. 设计中应注意的几个问题 4.3.1. 催化剂的反硫化问题床层热点温度可达到300℃以上，比“中串低”工艺高得多。因此防止催化剂反硫化是一个关键问题。设计中采用一段出口以水加热器降温、从而降低二段热点温度，外加蒸汽补充在三段入口，以降低一、二段床层的汽气比（同时也限制了热点温度的上涨）等措施，可以在变换气中H2S≥150mg/Nm3这一各厂通常都能达到的低硫指标下，确保不产生反硫化反应而使全低变正常运行。 4.3.2. 原料气带油问题全低变热交及床层温度较低，原料气带油将可能积聚于与热交及催化剂床层，引起系统阻力增加及催化剂失活，因此必须加强静电除焦的操作管理，二段出口水冷器必须恢复或总管设置水冷及油分，以利除油彻底，焦炭过滤器的作用亦应加强。 4.3.3. 热交换器传热面积应比较富裕，流程可在煤气入口增加主阀（加强副线的作用），也可增加一条变换气副线来调节温度。 4.3.4. 段间换热水加热器以不锈钢或渗钢制作，由于温度较大，应采用浮头或U型管式结构。 4.3.5. 变换炉三段入口添加蒸汽后，应加过滤器（内填Al2O3球）以净化蒸汽中夹带的盐类及杂质，保护三段催化剂。 4.4. 低温变换的特点 4.4.1. 低温活性高采用Co—Mo系低温变换催化剂，床层反应温度比Fe—Cr和Cu—Zn催化剂下降100～200℃，低温变换催化剂起活温度低：一段入口气体温度在160～180℃，后各段气体入口温度在180～200℃，可使变换率达到99.6％。 4.4.2. 活性温度宽 Co —Mo系低温变换催化剂具有较宽的活性温度，其温区在160～500℃，可适应一次脱硫后半水煤气H2S含量的波动，操作温度相应可提高。 4.4.3. 催化剂起活温度低每段入口气体温度一般在180～200℃，汽/气在0.35～0.45，吨氨蒸汽消耗可降至0.2～0.4t之内。 4.4.4. 耐硫抗毒性强有机硫转化率高 Co —Mo系催化剂对有机硫转化能力强，CO变换转化率可达到99.6％，变换气中有机硫可降至1mg/m3（标）左右，可减轻半脱倒生产负荷，降低原料煤含硫量的要求。 4.4.5. 催化剂机械强度高 Co —Mo系催化剂是采用活性氧化铝浸渍而成的，内无死孔，无压差，不易粉化，催化剂经硫化后强度捏提高70％，可延长使 4.5. 砍掉饱和热水塔、第一水加热器、第二热水塔及热水循环泵简化工艺流程降低系统阻力。节省动力消耗，减少热量的损失。 CO 变换反应热采用集中回收付产低压（ 0.3MPa ）饱和蒸汽，供造气。变换半水煤气饱和由造气吹风气回收装置和合成废锅付产 1.3Mpa 蒸汽提供可实现全厂蒸汽自供平衡。 5. 精炼工段 5.1. 现有铜洗工艺提出几点看法： 5.1.1. 砍掉铜液中加空气，改成在铜液在下换热器出口处增加一还原器，使 45~50 ° C 的铜液在还原器中停留 10 分钟左右达到 CO 还原铜液中 Cu+ 的目的，。 5.1.2. 改软水抽引再生产为铜泵出口 8 ° C 冷铜液降压抽引再生气，使再生产中的气氨被冷铜液吸收，回到铜液中，节省铜液中加 NH3 量，每年可增加 NH3 产量增加产值。 5.2. 砍掉铜洗工段，以甲烷化装置带替，可降低原铜洗系统的原材料及动力消耗。 5.2.1. 绝对保证精炼气中的微量 <10PPM ，提高合成塔的生产能力，延长合成氨催化剂的使用寿命。 5.2.2. 虽然精炼气中增加了 CH4+Ar 的含量，合成放空气量增加，可将放空气中的氨回收，再提 H2 供其他生产用，可停止铜液中加氨的用量和再生气的损失。 5.2.3. 增加变换气脱 S 和精脱硫保证甲烷化催化剂的安全生产。还可实现原 F 1000mm 合成系统退役后联产甲醇加工下游产品，是一举多得的方案。查看更多 0个回答 . 4人已关注

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干仪表的有什么注册XX师可以考么? 好像没有，我也纠结呢，不行就跨专业也考一个吧查看更多 2个回答 . 4人已关注

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简介

职业：张家港康得新光电材料有限公司 - 设备工程师

学校：合作民族师范高等专科学校 - 历史文化系

地区：甘肃省

个人简介：我噌俓驕傲の誰乜卟低頭，岢逅来，我哙埖誩巧語対卟茼の狗。查看更多

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