周兴平说明书

兰州理工大学石油化工学院毕业设计(论文)

LANZHOU UNIVERSITY OF TECHNOLOGY

毕业设计(论文)

题 目 年产9.0吨7-ACT工艺设计

学生姓名 周 兴 平 学 号 10190125 专业班级 应用化学（1）班 指导教师 欧 玉 静 学 院 石油化工学院 答辩日期 2014.06.16

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摘要

本设计的主要任务是完成年产量为9.0吨7-ACT生产车间工艺设计。根据河南圣凡制

药有限公司头孢曲松钠车间的生产工艺，通过查阅相关文献，参考其他生产工艺，结合实际的情况及毕业设计要求设计了7-ACT的生产工艺。本设计对头孢曲松钠中间体7-ACT的多种合成途径进行了研究，在实际生产中，以7-ACA和三嗪环为原料，经过反应、结晶、离心、粉碎、干燥得到头孢曲松钠药物中间体7-ACT。根据流程对反应釜、养晶罐、离心机、干燥器进行物料、能量衡算，根据计算结果以及相关设备标准进行设备选型、管道配置等。并依据所选设备绘出带控制点的工艺流程图、物料流程图，编制物料及热量平衡表。此外，还对主要设备反应釜进行了设计，包括筒体、封头、人孔、支座、夹套、搅拌轴转速等，在简单计算的基础上确定了反应釜的基本几何尺寸，并根据计算的尺寸绘制了反应釜的剖面图。

关键词:7-ACT；工艺设计；反应釜

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Abstract

The main task of this design is to complete the annual output of 9.0 tons of 7 - ACT

production workshop process design. According to HeNan SAN pharmaceutical co., LTD., ceftriaxone sodium workshop production craft, by consulting relevant literature, reference other production technology, combined with the actual situation and the graduation design requirements 7 - ACT's production process is designed. This design of ceftriaxone sodium intermediates 7 - ACT of a variety of synthetic ways are studied, in the actual production, 7 - ACA and triazine ring as raw material, after the reaction, crystallization, centrifugal, crushing, drying for 7 - ACT ceftriaxone sodium drug intermediates. According to the process of the reaction kettle, a tank, centrifuge, dryer for material and energy balance, according to the results of calculation and related equipment standards for equipment selection, pipe configuration, etc. According to the selected equipment draw with control points of process flow diagram, material flow diagram, prepare the material and heat balance. In addition, the reaction kettle of the main equipment is designed, including cylinder, head, manhole, bearing, jacket, stirring shaft speed, etc., on the basis of simple calculation to determine the basic geometry of the reaction kettle, mapped the reaction kettle and according to the calculation of the size of section.

Key words: 7 - ACT; Process design; The reaction kettle

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目录

1.引言 ...................................................................... 1

1.1产品介绍 ............................................................ 1 1.2设计的目的和意义 .................................................... 1 1.3头孢曲松钠工艺研究 .................................................. 2 1.4车间“三废”治理和环境保护 .......................................... 2 2.物料衡算 .................................................................. 3

2.1反应工段的物料衡算 .................................................. 3 2.2养晶工段的物料衡算 .................................................. 4 2.3离心机的物料衡算 .................................................... 6 2.4干燥器的物料衡算 .................................................... 7 3能量衡算 .................................................................. 9

3.1预热阶段的反应釜的能量衡算 .......................................... 9 3.2反应工序的能量衡算 .................................................. 9 4.主要设备选型 ............................................................. 11

4.1反应釜选型 ......................................................... 11 4.2养晶罐选型 ......................................................... 11 4.3离心机选型 ......................................................... 12 4.3干燥器选型 ......................................................... 12 5关键设备设计 ............................................................. 13

5.1反应釜简介 ......................................................... 13 5.2罐体几何尺寸的计算 ................................................. 14

5.2.1反应釜体积计算 ............................................... 14 5.2.2夹套几何尺寸计算 ............................................. 15 5.3反应釜搅拌装置设计 ................................................. 17

5.3.1叶轮尺寸的确定 ............................................... 17 5.3.2叶轮离釜底高度Hi的确定 ...................................... 17 5.3.3叶轮叶片宽度W的确定 ......................................... 17 5.3.4叶轮叶片长度l的确定 ......................................... 17 5.3.5液体深度HL的确定 ............................................ 18 5.3.6搅拌器转速的计算 ............................................. 18 5.3.7搅拌轴临界转速校核计算 ....................................... 18 5.3.8搅拌轴长的确定 ............................................... 18 5.3.9计算L1 ....................................................... 18 5.3.10计算L2 ...................................................... 19 5.3.11计算浸入液体搅拌轴的长度L3 .................................. 19 5.4挡板参数的确定 ..................................................... 19

5.4.1挡板数目的确定 ............................................... 19 5.4.2挡板长度li的确定 ............................................ 19 5.4.3挡板宽度Wb的确定 ............................................ 19

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5.5釜体厚度计算 ....................................................... 19

5.5.1筒体厚度计算 ................................................. 19 5.5.2封头厚度计算 ................................................. 20 5.5.3夹套厚度计算 ................................................. 20 5.6附件的选择 ......................................................... 20

5.6.1接管选择 ..................................................... 20 5.6.2视镜 ......................................................... 21 5.6.3支座 ......................................................... 21 5.6.4手孔与人孔 ................................................... 21 5.6.5轴封装置的选择 ............................................... 21

致谢 ....................................................................... 22 参考文献 ................................................................... 23 附录A: 外文资料 ........................................................... 24 Chapter6 EXPERIMENTAL EQUIPMENT AND PROCEDURES .................... 24

6. 1 Description of the 42 l continuous crystallizer and the fluidized bed. ..........................................24

6. 2 Measurement of the concentration，supersaturation and solubility .........................26 6.3 Thermodynamics of separation operations .............................................27

6.3.1Energy, entropy, and availability balances ...................................... 27

附录B: 外文翻译 ........................................................... 29 6.实验过程分析 ............................................................. 29

6.1 .42L连续结晶生产过程和流化床 ...................................... 29 6.2溶解度、饱和度和浓度的测量 ......................................... 30 6.3热力学分离操作 ..................................................... 31

6.3.1能量、熵和可用性平衡 ......................................... 31

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1.引言

1.1产品介绍

药物名称：头孢曲松钠

英文名：Ceftriaxone Sodium

别名：头孢氨噻三嗪、头孢三嗪、菌必治、氨噻三嗪、头孢菌素、头孢泰克松、罗氏芬、安塞隆、罗噻嗪

化学名称：5-Thia-1-azabicyclo[4,2,0]oct-2-ene-2-carboxylic

acid,7-[[(2Z)-(2-amino-4-thiazolyl)(methoxyimino)acetyl]amino]-8-oxo-3-[[(1,2,5,6-tetrahydro-2-methyl-5,6-dioxo-1,2,4-triazin-3-yl)thio]methyl-, disodium salt,3.5hydrate,(6R,7R)-

药品类别：头孢菌素及碳青霉烯类

性 状：白色或淡黄色结晶粉末，无臭。易溶于水，稍难溶于甲醇，极难溶于乙醇，几乎不溶于乙醚。pKa=3(COOH)、3.2(NH3+)、4.1(烯醇OH)，mp>155℃(dec)、[α]D25 -165°(C=1.0，H2O)

用 途：第三代广谱头孢菌素。用于治疗对本品敏感的葡萄球菌(除肠球菌)、肺炎球菌、大肠菌、克雷伯菌属、肠菌属，柠檬酸菌属、变形杆菌属、塞氏菌属、类链球菌属和拟杆菌属引起的以下感染:败血症、咽喉炎、扁桃腺炎、急性支气管炎、慢性支气管炎、支气管扩张感染、肺炎、脓胸。慢性呼吸道疾病二次感染、胆囊炎、胆道炎、腹膜炎、肾盂肾炎、膀胱炎、子宫内感染、子宫附件炎、骨盘腹膜炎、道格拉斯氏陷凹脓疡，前庭大腺炎、骨盆死腔炎、骨髓膜炎、结膜溃疡、中耳炎，副鼻腔炎、颚炎。

由罗氏研发的具有里程碑意义的第三代头孢菌素――头孢曲松钠(商品名为罗氏芬)于

1982年首次在瑞士上市，在1994年进入中国市场。经过十几年的发展，凭借其抗菌谱广、疗效确切以及巨大的市场空间等优点，头孢曲松钠已成为抗生素市场上举足轻重的主导产品。并且在最近几年的医院用药中，头孢曲松一直排在销售排行的前列。所以从2003年起，头孢曲松原料的价格走向基本上成了整个头孢菌素原料市场的风向标。

1.2设计的目的和意义

本设计是在河南圣凡制药有限公司头孢曲松钠车间生产工艺的基础上进行的生产扩建设计，并在原有工艺的基础上进行了一些技术改进，同时对生产过程中存在的部分问题提出了一些合理化的意见和建议，以及其解决方法。

在本工艺设计中本着实事求是的科学精神和坚持生产上可行、经济上合理的原则，对满足生产目的的多种可行性方案进行研究、比较，最终确定了头孢曲松钠中间体7-ACT的生产工艺流程，在此基础上进行物料、能量衡算，并通过其计算确定了设备选型和管道配

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置，在此基础上绘制了带控制点的工艺流程图，物料流程图，反应釜剖面图等图纸。最后，

在实现正常生产的前提下，对生产操作、“三废”处理等提出可行性方案，进行适当改进。

通过本次设计使我们把书本与实践相结合，对以后的学习、工作都有很大帮助。并使我们对工业设计中的技术上先进性、生产上可行性、经济上合理性原则有了更为深入的理

解。

1.3头孢曲松钠工艺研究

由头孢曲松钠的结构式可以看出，它是由7-氨基头孢烷酸（7-ACA）母核，硫代三嗪杂环和安噻肟侧链酸三部分组成，故该产品可以看作是由7-ACA分别与后两者缩合而成，这也就使得在理论上头孢曲松钠有两条经典合成路线：第一条是以7-ACA为原料，先进行7位氨噻肟杂环N-酰化反应，再进行3位三嗪杂环取代（简称“先7位后3位”）；第二条是以7-ACA为原料，先经3位三嗪杂环取代，再进行7位侧链氨噻肟杂环的N-酰化反应（简称“先3位后7位”）。“先7位后3位”的合成路线是一条经典的反应路线，具有简洁方便的特点，在理论上无懈可击，但在实际应用中存在许多缺点。该工艺实际上是以头孢噻肟为原料，即7-ACA现在C-7位于氨噻肟杂环缩合成头孢噻肟，再在C-3为与三嗪杂环缩合，但由于先在7位侧链后头孢的空间位阻增大，使得3位的缩合反应十分困难，常常须借助如三甲基硅碘、碘化钾之类比较昂贵的催化剂，并且产品质量不易控制、收率低、合成成本较高，仅适用于生产头孢噻肟的工厂做不合格产品的再生利用，除此以外意义不大。因此“先3位后7位”的合成路线是目前国内外工业化生产的首选工艺。，它是以7-ACA为原料，先在C-3位与三嗪杂环缩合成7-ACT，再在C-7位与安噻肟乙酸进行酰化。目前C-7位酰化反应主要有酰氯法、活性磷脂法、活性硫酯法和Vilsmeir法等。酰氯法的产品收率低，反应物易分解产生杂质，产品质量差。活性磷脂法能得到较高的收率（85%左右），但错在环境污染问题，目前生产厂家已经不用此法。活性硫酯法先用安噻肟乙酸的活性酯（AE-活性酯）同头孢母核7-ACT缩合，得到头孢曲松钠的收率达80%左右，目前国内生产主要用此工艺。

1.4车间“三废”治理和环境保护

化工厂、制药厂的污染很严重也很危险，工厂中的化学物质与介质大部分都是易燃易爆或有毒的，所以对“三废”治理与按国家要求排放，对环境的保护非常重要。化工厂、制药厂对“三废”进行处理，不仅有益于保护环境，还可以从“三废”中回收利用有用物质，从而提高经济效益。

“三废”主要指生产过程产生的废水、废气、废渣。

本车间的“三废”主要指在生产过程中加入的乙腈、丙酮等的分离、回收利用，以及对干燥中的粉尘进行捕集，在引风机排气口加设一组挡风斗定期清理，进行检测，回收合格产品。工人操作时需戴防护口罩。

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年产9.0t 7-ACT工艺设计

2.物料衡算

年产9.0t 7-ACT，每年24批，则每批生产量为375kg（产品中含水分等杂志5%），所

用原料纯度均以99％计算，产率为95％。以1 mol 7-ACA为基准，计算如下：

2.1反应工段的物料衡算

7-ACA + 三嗪环 → 7-ACT + 乙酸 272 159 371 60 X·0.99 375×0.95

∴7-ACA投料量为：(375×0.95×272/371)/0.99=263.82kg 杂质：263.82/0.99×0.01=2.665kg

∴三嗪环投料量为：263.82×0.65=171.48kg 杂质：171.48/0.99×0.01=1.73kg

∵7-ACA：乙腈=1:11.8(质量比)

∴乙腈投料量为：263.82×11.8=3113.08kg 杂质（水）：3113.08/0.99×（1－0.99）=31.45kg ∵7-ACA：络合物=1:3.72

∴催化剂投料量为：263.82×3.72=981.41kg ∵反应收率为95%

∴未反应的7-ACA量为263.82×0.05=13.19kg

未反应的三嗪环量为171.48﹣969.94×159×0.95=24.97kg 生成的7-ACT量为969.94×371×0.95=341.86kg 生成的乙酸量为960.94×60.06×0.95=55.29kg 表1 反应工段物料衡算结果

输 入

7-ACA 263.82

2.665

1 99

2.665

物料

质量（kg） 含量% 输

出

7-ACA

13.19

物料

质量（kg）

3

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三嗪环 171.48 1.73

99 1 99 1

7-ACT 341.86

乙腈 3113.08 31.45

三嗪环 24.97

1.73

乙酸

55.29

催化剂 981.41

乙腈 3113.08 31.54

络合物 981.41

总计 4565.73 总计 4565.73

2.2养晶工段的物料衡算

7-ACA质量为：263.82×0.95=250.63kg

∵7-ACA：水=1:6

∴加入水的量为：250.63×6=1503.78kg 1503.78+31.45=1535.23kg 1.2%氨水的浓度为0.699mol/L

∵络合物的质量为981.41kg（BF3含量为20%）

∴BF3质量为981.4×0.2=196.28kg 即2894.56mol 4BF3 + 3NH3 + 3H2O → 3NH4BF4 + B(OH)3 67.81 17.03 18.01 104.84 61.83 2894.6 2170.9 2170.9 2170.9 723.64 (mol) 加入氨水的量为：2170.9/0.699=3105.75L 即3105.75×0.99=3074.69kg 消耗NH3的量为：2170.9×17.03=36.91kg 消耗H2O的量为：2170.9×18.01=39.08kg

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中和BF3所需的1.2%氨水中剩余水的量为: 3074.69－36.91－39.08=2998.70kg

络合物剩余量（乙腈）为：981.41×（1－0.2）=785.13kg 生成NH4BF4的量为：2170.9×104.84=227.6kg 生成B(OH)3的量为：723.64×61.83=44.74kg 设x为中和醋酸所加入的氨水的体积

17.03 60.05 77.08 NH3 + CH3COOH → CH3COONH4

开始: 0.699x 920.7mol 0 结束： 0 920.7－0.699x 0.699x V总=V乙腈+V络（乙腈）+V纯化水+V氨水中的水1

=3940.61+993.83+1503.78+（3037.78-39.08）+x =（9436.92+x）L

∵PH=3 (Kθ=1.75×10﹣5)

∴[H+]=10﹣3 [AC﹣]=0.699x/[ (9436.92+x) ×1.1 ] 由 C酸θ+

[H]=Ka· C盐 -3

10 ×0.699 χ 得

（9436.92+χ）×1.1 ﹣5

1.75×10=

（920.7-0.699χ）

（ 9436.9+χ）×1.1 ∴x=23.46L

NH3 + CH3COOH → CH3COONH4 17.03 60.05 77.08 16.40 16.40 16.40 消耗NH3的量为：23.46×0.699=16.40mol 加入的氨水的量为：23.46×0.99=23.23kg

中和醋酸所需的1.2%氨水中剩余水的量为: 23.23×（1－0.12）=22.95kg 消耗醋酸的量为：16.40×60.05=0.985kg

剩余醋酸的量为：55.29﹣0.985=54.31kg 生成醋酸铵的量为：16.40×77.08=1.264kg

加入的氨水的总体积为：3105.75+23.46=3129.21L 即3129.21×0.99=3097.92kg 结晶的7-ACT量为：341.86×0.95=324.77kg

未结晶7-ACT量为：341.86×（1－0.95）=17.1kg

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表2 结晶工段物料衡算结果

输 物料 入 7-ACA

7-ACT 晶种 三嗪环

质量（kg） 含量% 输 物料 13.19 18.26 341.86

8.02 24.97 1.73

乙酸 乙腈 催化剂 水 氨水 总

55.29 3113.08 981.41 1503.78 3097.92

9159.51

乙酸 乙腈 醋酸铵 水 B(OH)3 NH4BF4 总 三嗪环

出 7-ACA

7-ACT

质量（kg） 13.19 18.26 324.77 17.1 24.97 1.73 54.31 3906.2 1.264 4525.43 44.74 227.6 9159.50

2.3离心机的物料衡算

乙腈水混合液加入量：263.82×0.95=250.63kg 体积为：250.63×8=2005.04L ∵乙腈水混合液中乙腈质量分数为50%

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V乙＋V水=2005.04L

V乙：V水=1 ：1（体积比） ∴乙腈为1002.52L

即1002.52×0.79=791.99kg 水为1002.52kg

乙腈水用量为1002.52＋791.99=1794.5kg 丙酮加入量：250.63×8=2005.04L 即2005.04×0.7898=1583.58kg

杂质水：1583.58/0.99×0.01=16.0kg 湿粉质量：324.77×65%=211.1kg

水：（4525.43+34.26）/9159.51×0.5=24.89%

即211.1×24.89%=52.54kg 丙酮为：211.1×75.19=158.73kg

表3 分离工段物料衡算结果

输 入

物料 上步输入物料

总量 乙腈水 混合液 丙酮 杂质水 总

1583.58 88.89 12626.5

丙酮 废液 总

158.73 12090.44 12626.5

1794.5

水

52.54

质量（kg） 9159.51

输 出

物料 7-ACT

质量（kg） 324.77

2.4干燥器的物料衡算

7-ACT：324.77×0.99=321.52kg

7-ACT损失量：324.77-321.52=3.25kg 7-ACT粗品量：324.77/0.99=328.05

水分蒸发量为：52.54－﹙321.52/0.99－321.52﹚=49.29kg 丙酮蒸发量为：158.73kg

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表4 干燥工段物料衡算结果

输 入

物料 7-ACT 水 丙酮 总

质量（kg） 324.77 52.54 158.73 539.04

输 出

物料 7-ACT粗品 7-ACT损失 丙酮蒸发量 水分蒸发量

总

质量（kg） 328.05 3.25 158.73 49.29 539.32

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3能量衡算

间歇操作过程中，体系与环境之间没有物质交换，但有能量交换，其能量守恒公式为：

?U???2/2?g?Z??(PV)?Q?W

其中无流动功，则?（PV）=0，一般间歇操作，动能，位能项均等于零，所以ΔU=Q+W,因为该反应是在常压下进行，ΔP=0，即W=0，则ΔU=Q。

3.1预热阶段的反应釜的能量衡算

在室温下，向反应釜中加入乙腈，并升温至37~40℃，（乙腈的比热容为12.7cal/(mol·℃)=53.172J/(mol·K)）。其吸热为：

Q=n cp △t=3113.08/41×53.172×(40-25)=60559.28kJ

选用压力为101.325kPa，温度为100℃的水蒸汽进行加热，加热时间为0.5h, 100℃时水蒸汽的相变焓为△H=2258.52kJ/kg,90~100℃时水蒸气的平均比热容为1.008kcal/(kg·℃)。则其小时吸热为 Q小时=Q/t=60559.28/0.5=121118.55kJ/h

在实际过程中，热量有损失，热量损失计为总热量的10%，则其实际流量为

Q小时实= Q小时/(1-10%)=121118.55/0.9=134576.17 kJ/h 则水蒸气质量流量为：ms= Q小时实/( cp·△t+△H)

= 134576.17/(1.008×(100-90)+2258.52)=59.32 kg/h

100℃时水蒸气的密度为0.597 kg/m3. 。则水蒸气的体积流量为：

Vs= ms/3600ρ=59.32/(3600×0.597)=0.0276 m3/s

3.2反应工序的能量衡算

在37~40℃时加入7-ACA、三嗪环和BF3乙醚，保温1h，然后降温至5~9℃，反应完全。其吸热为：

Q7-ACT=m cp △t=429×（8-40）×375/371=-13876.01 kJ Q乙腈= m cp △t= 51.50×(8-40)×3898.2/41=-156689.03kJ Q =-13876.01-156689.03=-170565.04 kJ

选用压力为0.01kPa，温度为0 ℃的水进行冷却，冷却时间为4h，0℃的水的相变焓为△H=0 kJ/kg, 0~5℃冷却水的平均比热容为4.202kJ/(kg·K)。则其小时吸热为：Q小时=Q/t=-170565.04/4=-42641.26 kJ/h

在实际过程中，热量有损失，热量损失计为总热量的10%，则其实际流量为

Q小时实= Q小时/(1-10%)=-42641.26/0.9=-47379.18 kJ/h 则冷却水质量流量为：

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ms= Q小时实/( cp·△t+△H)= -47379.18/(4.202×(0-5)+0)=2255.08 kg/h

0 ℃的冷却水的密度为999.9 kg/m3. 。则冷却水的体积流量为： Vs= ms/3600ρ=2255.08/(3600×999.9)=0.000626 m3/s

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4.主要设备选型

化工设备是指化工生产中静止或配给少量传动机构组成的装置。主要用以完成传质和化学

反应过程，或用以完成贮运物料。设备选型、布置是否合理，会直接影响到生产的正常进行，所以在车间设备中工艺设计必须以设备选型为重点，考虑设备的型号和布置，以使生产能正常进行。

本设计中涉及反应釜、养晶罐、离心机、干燥器的选择等。根据设计数据，进行必要的计算和分析，确定化工设备的基本尺寸和主要的工艺参数，根据工艺操作条件和设备的工艺要求，确定合适的材质，本设计中由于反应物料的物性，选用搪瓷反应釜。化工设备分为定型设备或者是非定型设备。本设计中计量罐选的是非定型的设备，但是反应釜、结晶釜、贮罐等的选择用的是定型设备。离心机、干燥器的选型利用物量衡算的所需物料量，选择合适的型号及大小。

根据物料量初步设定：该工段为1个反应釜（8000L），5个养晶罐(3000L)，2台离心机(SS1100)及1台干燥器。

4.1反应釜选型

设装料系数为?＝0.82

反应液体的体积：V1＝﹙V乙腈＋V络合物﹚×1.1＝﹙3940.6＋1055.3﹚×1.1/0.82＝6701.8L

表5 搪瓷搅拌容器基本参数及主要尺寸（S系列）

公称容积

L 8000

公称直径 mm 2200

计算容积

L 6701

夹套换热面积m 16.88

2

D1 mm 2200

D2 mm 2400

D3 mm 36(36)

D0 mm 1400

dN mm 95

H mm 3250

4.2养晶罐选型

设装料系数为?＝0.82

进料体积：V2=（3940.6＋1055.3＋1503.8+3129.2）×1.1/0.82=12916.8L

表6 搪瓷搅拌容器基本参数及主要尺寸（L系列）

公称容积

L 3000

公称直径 mm 1450

计算容积

L 3155

夹套换热面积m 9.3

2

D1 mm 1600

D2 mm 1894

D3 mm 1200

D0 mm 1015

dN mm 95

H mm 2030

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4.3离心机选型

离心后：7-ACT干粉质量为324.8kg， 体积为:V=324.8×1.65÷0.8=669.9L

V滤饼1=（π202-π182）×6.3÷4=375.86L V/ V滤饼1=669.9/375.86=1.78

V滤饼2=（π182-π162）×5.5÷4=293.59L V/ V滤饼2=669.9/293.59=2.28 所以选择型号SS1100

表7 三足式上部卸料离心机

型号

转鼓内径×高度

mm

SS1100 配套电机功率

KW 17

5000

2350×1800×1200

1800×550 机器质量

转速 (r/min)

510

主要技术指标

装机容量 kg 500

有效容积

L 660

最大分离因

数 340

外形尺寸（长×宽×高）mm

4.3干燥器选型

干燥后所得物料质量为：324.8

每批干燥所得体积为：V=324.8÷0.4=812L

装料系数:0.5-0.6 V/0.5=1624L V/0.6=1353.3L

表8 双锥回转真空干燥机:机型2000

总容积 L 2000 回转高度 mm 3055

工作容积

L 1000 整机质量 kg 2000

加热面积

m 7.5 罐内设计压力

MPa -0.09~0.096

2

转速 r/min 6 夹层设计压力

MPa 0.3

功率 KW 4

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5关键设备设计

5.1反应釜简介

反应釜的广义理解即有物理或化学反应的容器，通过对容器的结构设计与参数配置，实

现工艺要求的加热、蒸发、冷却及低高速的混配功能。

根据搅拌过程的目的与搅拌器造成的流动状态判断该过程所适用的浆型，这是一种比较合用的方法。

反应釜广泛应用于石油、化工、橡胶、农药、染料、医药、食品，用来完成硫化、硝化、氢化、烃化、聚合、缩合等工艺过程的压力容器，例如反应器、反应锅、分解锅、聚合釜等；材质一般有碳锰钢、不锈钢、锆、镍基（哈氏、蒙乃尔、因康镍）合金及其它复合材料。

反应釜是化工行业不可缺少的防腐设备，在使用中机械碰撞、温度急变等因素经常引起脱瓷、裂纹、气泡、气孔和面釉的其他损伤，这些缺陷在搪瓷设备中是决不允许的， 一旦发生这种现象，必须进行修补。一个搪瓷釜价值几万元，由于局部爆瓷而报废十分可惜。应采用高分子复合材料搪瓷修补剂修复搪瓷釜，搪瓷现场修补剂是由高分子聚合物、合金钢粉末或耐磨陶瓷粉末为基材并配以固化剂的双组份复合材料。与普通树脂型的修补剂相比，高分子复合材料依靠自身更为细密的高分子结构，使得材料自身具有更强的粘接力和优异的耐腐蚀、抗腐蚀性能，高分子甚至能够渗透到金属里面，形成更为紧密的高分子复合材料保护层。

反应釜由釜体、釜盖、夹套、搅拌器、传动装置、轴封装置、支承等组成。搅拌形式一般有锚式、桨式、涡轮式、推进式或框式等，搅拌装置在高径比较大时，可用多层搅拌桨叶，也可根据用户的要求任意选配。并在釜壁外设置夹套，或在器内设置换热面，也可通过外循环进行换热。加热方式有电加热、热水加热、导热油循环加热、远红外加热、外(内)盘管加热等，冷却方式为夹套冷却和釜内盘管冷却，搅拌桨叶的形式等。支承座有支承式或耳式支座等。转速超过160转以上宜使用齿轮减速机.开孔数量、规格或其它要求可根据用户要求设计、制作。

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图1 反应釜示意图

5.2罐体几何尺寸的计算

5.2.1反应釜体积计算

由于不知道反应速率方程和初始反应浓度，估无法直接计算有效体积，利用估算密度，

在忽略液体体积加合效应的情况下，加合反应料液的体积，依此估算反应釜体积。 7-ACA投料时为固体，不考虑体积，其他物料体积计算如下：

所以，进料液有效体积=（V乙腈+V络合物）=（3490.6+1055.3）×1.1/0.82=6701.8L 1) 筒体内径计算 依据下表选择长径比

表9 长径比参考

种类 设备内物料类型 i

液-固相或液-液

一般搅相物料 1~1.3 拌釜 气-液相物料 1~2 发酵罐类 1.7~2.5 依据反应条件，选择长径比i=1.0

筒体内径D1按下式计算：

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D1?34V

?i （3.1）

式中 V——工艺条件给定容积，m3； i——长径比

则带入数据，得D1=2.004m没圆整后，内径D1=2.2m=2200mm

依据JB 1153—73，确定筒体的容积、面积和质量：公称直径DN=2200mm，1米高的容积V1m=3.142m2,1米高的内表面积FB=6.28m2。 2) 确定封头尺寸

选择椭圆封头标准件，它的内径与筒体内径相同，选取封头：公称直径DN=2200mm，曲边高度h1=500mm，直边高度h2=40mm，内表面积F1封=4.59m2，容积V封=1.1729m3。

图2 封头示意图

3) 确定筒体高度H1

反应釜容积V通常按下封头和筒体两部分容积之和计算。 筒体高度 H1?D1?i =2200mm

则反应釜的实际容积： V?Vm?H1?V封

=3.142 x 2.4+1.1729 =7.4569m3

5.2.2夹套几何尺寸计算

夹套的结构尺寸常根据安装和工艺两方面的要求而定。夹套内径D2可根据筒体内径D1选择，依下表选择：

15

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D1 D2 表10 夹套直径D2 （mm） 500~600 700~1800 2000~3000 D1+50 D1+100 D1+200 由上表得，选择夹套 D2为2400mm。

夹套下封头型式同罐体封头，其直径与夹套筒体相同。夹套高H2由传热面积决定，不能低于料液高。通常由工艺给定装料系数η，或根据已知操作容积和全容积进行计算，即：η=操作容积/全容积。

?V?V封夹套高H2按下式估算： H2?V1m

式中 V封——封头容积，m3； （3.4）V1m——1m高筒体容积，m3/m。 则有

H2=（0.7×7.4569-1.1729）

=1.29m

夹套所包围罐体的表面积（筒体表面积F筒+封头表面积F封）一定要大于工艺要求的传热面积F，即 F封+F筒?F式中 F筒——筒体表面积，F筒=H2×F1m，m2； F封——封头表面积，m2；

F1m——1m高内表面积，m2/m。 实际传热面积：F=8.10+4.59=12.69

所以，设计传热面积大于工艺要求面积，符合设计要求。

表11 罐体几何尺寸表

步骤 项目及代号 参数及结果

1 2

3

4

操作容积V有效，m3

釜体形式 封头形式 长径比i=H1/D1 初算筒体内径 1?D5 6 7 8 9

3备注

6701 圆筒形 椭圆形 1.0

圆整筒体内径D1，

mm 一米高的容积V1m，

m3 釜体封头容积V封，

m3 筒体高度H1，mm

4V?i2044 2200 3.142 1.1792 2400

文献查 文献查

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10

11 12 13 14 15

夹套筒体内径D2，

mm 实际容积V 装料系数η=V操/V 圆整夹套筒体高度H2，mm 罐体封头表面积

F1封，m2 一米高筒体内表面积F1m，m2 实际总传热面积F=F1m×H2+F1封，m2

2400 7.4569 0.7 1290 4.59 6.28

文献查 文献查

16 12.69

5.3反应釜搅拌装置设计

已知加入釜内物料粘度较低，且为均相液—液体系，故选择涡轮式搅拌器。

5.3.1叶轮尺寸的确定

取叶轮直径DT为搅拌釜直径D的1/3。即：DT=1/3D=2200/3，圆整后得DT=734mm

5.3.2叶轮离釜底高度Hi的确定

取叶轮离釜底高度Hi?1.0DT，即,Hi=735mm

5.3.3叶轮叶片宽度W的确定

取叶轮叶片宽度W?1DT，即734/4=183.5mm，圆整后得184mm。 45.3.4叶轮叶片长度l的确定

1取叶轮叶片长度l?DT，即L=734/3=244.7，圆整后得246mm。

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5.3.5液体深度HL的确定

取搅拌器深入液体深度HL?1.0D，即HL=2200mm

5.3.6搅拌器转速的计算

常用涡轮搅拌器叶端速度范围为3~8m/s，高速搅拌速度有利于散热，设搅拌速度为v=6.8m/s,则有：

v叶轮转速= = = ??DT

6.8m/s

∏×667×10-3m/s

=3.26r/s=196r/min

5.3.7搅拌轴临界转速校核计算

由于搅拌轴转速196r/min<200r/min,所以不用进行临界转速校核计算。

5.3.8搅拌轴长的确定

搅拌轴长度近似由釜外长度L1、釜内未浸入液体长度L2、浸入液体长度L3构成，即： L=L1+L2+L3

5.3.9计算L1

L1?H?M

其中，H—机架高，为650mm； M—减速机输出轴长度,为100mm.

故:

L1?650?100?550mm

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5.3.10计算L2

L?HT?H1?Hi

HT——釜体筒体长度，2200mm； H1——封头深度，500mm；

Hi——液体填装高度，1700mm； 故L=2200+500-1700=1000mm

5.3.11计算浸入液体搅拌轴的长度L3

搅拌器的搅拌效果和搅拌效率与其在釜体的位置和液柱高度有关，搅拌将浸入液体内据容器底部的高度： C?700mm

故浸入液体的长度：L3?Hi?H1?C?1700?500?700?1500mm 所以，搅拌轴长度：L?L1?L2?L3?3250mm

5.4挡板参数的确定

5.4.1挡板数目的确定

设挡板数目为4，垂直安装在釜壁上并从釜底延伸到液面上。

5.4.2挡板长度li的确定

li?1.2?1.1?1.32m设挡板长度为料液在筒体内高度的1.1倍，即：

5.4.3挡板宽度Wb的确定

1W?D即Wb=2200/10=220mm 设挡板宽度， b10

5.5釜体厚度计算

5.5.1筒体厚度计算

夹套筒体内承受压力为常压0.101Mpa，即Pc=0.101Mpa。选用Q235-4钢板制造外筒体，许用应力=113Mpa。考虑外筒与内体焊接时只能采用单面手工电弧焊，取焊缝系数φ=0.8。

Pc?Di筒体计算厚度：

??2?[?]t???Pc19

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其中 [?]t为许用应力，Mpa。 计算得 0.? 2200 101

? ?

2 ? 113 ? 0 . 8 ? 0 . 101

? 1. 23

钢材厚度负偏差c1：c1?0.06mm腐蚀余量c2：c2?2mm 所以，筒体厚度为3.29mm

5.5.2封头厚度计算

封头计算厚度：

??计算得:

Pc?Di2?[?]t???0.5Pc

? ?

0 . 101? 2200 2 ? 113 ? 0 . 8 ? 0 . 5 ? 0 . 101

=0.983mm

钢材厚度负偏差c1：c1?0.06mm

腐蚀余量c2： c2?2mm 所以，封头厚度为3.04mm

5.5.3夹套厚度计算

夹套内压与外压数值相等，且等于釜内压，所以夹套厚度与筒体封头厚度相同，为3.29mm。

5.6附件的选择

5.6.1接管选择

冷却水入口，出口采用?76?4无缝钢管。

选择加料管为φ150×6的无缝钢管，共4个管口。 放料口采用?85?4无缝钢管。

温度计接口采用?22?0.5无缝钢管。

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5.6.2视镜

选择DN=100的视镜

5.6.3支座

标准耳式支座（JB/T 4725—92）分为A型和B型两种。当设备需要保温时或直接支承在

楼板上时选择B型，否则选A型。本设计中反应需要在37~40℃下保温1小时，故选择B型耳式支座。

5.6.4手孔与人孔

手孔和人孔的设置是为了安装、拆卸、清洗和检修设备内部的装置。本次设计的反应釜直径大于900mm，故设置人孔。选择人孔为：公称直径450mm，采用2707耐酸、碱橡胶板垫片的常压手孔，标记为：人孔 R·A-2707）450 HG/T 21515—2005

5.6.5轴封装置的选择

填料密封结构简单，制造、安装、检修均较方便，因此应用较为普遍。本次设计选择填料密封。

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致谢

本设计的顺利完成，首先要感谢我的指导老师欧玉静老师。她学识渊博、治学严谨，

平易近人，在她的悉心指导下，我按时完成了毕业设计，在此过程中我不仅学到了扎实的专业知识，也为以后的工作奠定了坚实的基础；在设计的整个过程中，她给予我精心的指导与帮助，为我的设计付出了辛勤的劳动，倾注了大量时间和精力，在此向她表示诚挚的敬意和衷心的感谢。

感谢兰州理工大学石油化工学院所有曾经帮助过我的老师和同学，他们教授与帮助，使我获得了大量的知识，圆满完成了学业，在此我深深地表示敬意和由衷的感激之情。

最后，我要感谢所有在学习和生活中给我以支持和帮助的老师、同学和朋友们。

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参考文献

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附录A: 外文资料

Chapter6 EXPERIMENTAL EQUIPMENT AND PROCEDURES

6. 1 Description of the 42 l continuous crystallizer and the fluidized bed.

Nucleation rate experiments in a continuous crystallizer and growth experiments in a fluidized bed were carried out to support the crystallization experiments in the batch crystallizer.

Both experimental apparatusses are described below.

The continuous crystallizer was of nearly the same size and geometry as the 48 1 batch crystallizer. The stainless steel continuous crystallizer (42 1, $ 39 5 mm) is provided with six baffles, a three blade marine-type propeller stirrer ($ 152 mm, pitch to diameter ratio: 0.81, power number: 0.16) and a cooling coil (0.44 m^). The suspension is removed by a glass discharge, located in the annular space between wall and cooling coil at mid-height of the crystallizer, The distance between wall and the axis of the discharge pipe (10 mm) has been chosen in view of the attainment of representative samples (see also appendix 5). Three discharges with inside diameters of 5,9, 6.7 and 10.3 mm were used to satisfy the desired variation in liquid residence time, while maintaining an ideal product removal. The construction of the discharge pipes was similar to the one shown in figure 6.9.

Figure 6.9 Flow diagram of the continuous crystallizer. A flow diagram of the continuous crystallizer system is given in figure 6.9. Solution, sucked from the upper compartment of the storage vessel, is fed to the crystallizer. Crystallization is achieved by cooling the suspension. The suspension is discharged to the lower compartment of the storage/dissolving tank where the crystals are dissolved. The temperature of the solution in the storage dissolving tank is at least 10°C above the saturation temperature of the solution. A

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special cooling system was applied in order to be able to carry out experiments at different

temperatures. To avoid incrustation of the cooling coil, the temperature of the cooling water was kept as close to the crystallization temperature as possible and still maintain the required heat transfer. The precise temperature control of the suspension in the crystallizer was achieved by regulating the flow rate of the cooling water. The cooling water vessel content could be heated by means of an electric heating element (not shown in figure 6,9), This heating element was used at the end of the experiment to dissolve the crystallizer content. The crystal mass concentration in the crystallizer was calculated from the concentrations, measured before and after the dissolution of the crystals.

Figure 6.10 Flow diagram of the fluidized bed.

Growth experiments were carried out in a fluidized bed. A flow diagram of the fluidized bed apparatus is given in figure 5.10, The seed crystals are suspended in a cylindrical glass tube ($ 25 mm) which has a constriction at the lower end and a widening at the upper end. The upward velocity of supersaturated solution permits neither settling of the seed crystals through the narrowing nor carry over through the widening. Nuclei, which may be formed in the supersaturated solution are transported to the storage/dissolving tank (60 1) and dissolved there. The solution in the storage/dissolving tank is kept at a constant temperature about 2 C above the saturation temperature of the solution. Solution is pumped from the upper compartm-ent of the tank, through a flow meter and a cooler to the fluidized bed. The flow rate and the temperature of cooling water to the cooler are both kept constant to assure a constant temperature of the solution. The growth period is terminated by changing the position of the stopcock and separating the crystals and the solution. Provisions (not shown in figure 6.10) are available to pump all the

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solution back to the storage tank at the end of the experiment. Further, a filter can be installed for

clarification of the solution.

6. 2 Measurement of the concentration，supersaturation and solubility

The concentration of the solution was determined by means of an immersion refractometer. A sample of the solution was diluted by addition of about the same amount of water. The masses of the water and the solution were measured. The refractive index of the new solution was measured after the solution was heated to 38°C. The concentration of the solution was determined from the known relation between refractive index and concentration, which was determined with the same equipment using solutions with a known concentration. The initial concentration was calculated using the concentration of the diluted solution and the masses of the water and solution. The precision was about 0.1 g/l00g H2O.

Measurement of the refractive index can be used to follow the concentration of the solution with time in a batch crystallizer. The supersaturation can be determined when the solubility curve is known. In view of the fact that the crystal size distribution is mainly determined by the period that the supersaturation reaches its maximum and then drops to a more or less constant value, it is essential that the measuring instrument be able to follow rapid change in supersaturation accurately. Further, the accuracy of the supersaturation had to be sufficient, especially at low supersaturation, in order to be able to compare these results with the ones from the continuous crystallizer and the fluidized bed. A standard instrument was bought which seemed to satisfy both requirements. The transition between light and dark was measured by means of a light sensitive resistance. Three problems arose: The instrument reading was dependent on the room temperature (the temperature of the solution was kept constant),The instrument reading was dependent on the light intensity of the lamp, and the instrument reading was not independent of the stirred vessel in which the measurement was made.The first two problems were solved to some extend by keeping the temperature of the light sensitive resistance as constant as possible and by stabilizing the power fed to the lamp. The third problem, which was probably caused by re-entry of light into the prism, required a reconstruction of the measuring device. This time consuming and laborious reconstruction has not been carried out.

The solubility of potassium dichromate has been measured by placing a highly concentrated, warm solution in a constant temperature bath. The suspension was agitated for 6 to 12 hours in order to attain equilibrium between solution and crystals. Then agitation was stopped and at least 10 hours later two samples of the solution were withdrawn , These samples were boiled dry to determine the concentration. The results are shown in table 5.2.

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6.3 Thermodynamics of separation operations

Thermodynamic properties and equations play a major role in separation operations, particularly with respect to energy requirements, phase equilibria, and sizing equipment. This

chapter discusses applied thermodynamics for separation processes. Equations for energy balances, entropy and availability balances, and for determining phase densities and phase compositions at equilibrium are developed. These involve thermodynamic properties, including specific volume or density, enthalpy, entropy, availability, and fugacities and activities together with their coefficients, all as functions of temperature, pressure, and phase composition.Methods for estimating properties for ideal and non-ideal mixtures are summarized.

6.3.1Energy, entropy, and availability balances

Most commercial separation operations utilize large quantities of energy in the form of heat and/or shaft work. For example, the energy consumption by distillation in the US is approximately $10 trillion per year (1991). Thus, it is of considerable interest to know the extent of energy consumption in a separation process, and to what degree energy requirements might be reduced. Such energy estimates can be made by applying the first and second laws of thermodynamics.Consider the continuous, steady-state flow system for a general separation process in Fig. 2.1.

One or more feed streams flowing into the system are separated into two or more product streams that flow out of the system.

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n- molar flow rates， zi- the component mole fractions

T- temperature, b- molar availabilities h- molar enthalpies, s- molar entropies

P- pressure, Q- heat flows in or out, W- shaft work crossing the boundary of the system

At steady state, if kinetic, potential, and surface energy changes are neglected, the first law of thermodynamics (also referred to as the conservation of energy or the energy balance), states that the sum of all forms of energy flowing into the system equals the sum of the energy flows leaving the system:

(stream enthalpy flows + heat transfer + shaft work) leaving system- (stream enthalpy flows + heat transfer + shaft work) entering system =0

All separation processes must satisfy the energy balance. Inefficient separation processes require large transfer of heat and/or shaft work both into and out of the process; efficient processes require smaller levels of heat transfer and/or shaft work. The first law of thermodynamics provides no information on energy efficiency, but the second law of thermodynamics (also referred to as the entropy balance) does.The entropy balance is:

(stream entropy flows + entropy flows by heat transfer) leaving system- (stream entropy flows + entropy flows by heat transfer) entering system= production of entropy by the process.

Note that the entropy balance contains no terms related to shaft work.

* Although the production of entropy, ?Sirr, is a measure of energy inefficiency, it is difficult to relate to this measure because it does not have the units of energy/time (power).

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附录B: 外文翻译 6.实验过程分析

6.1 .42L连续结晶生产过程和流化床

连续结晶生产实验中的成核速率和流化床实验中的生长速率可以用于成批的结晶实

验。下面将讨论两种实验仪器。

作为48L结晶罐，连续化的结晶罐几乎有相同的尺寸。不锈钢生产罐（42L，?395mm）安装有6个隔板，三桨叶的螺旋搅拌装置（?152mm，径长比：0.81，功率：0.16）和一个冷凝盘管（面积：0.44m2）。悬浮液从一个玻璃化的装置流出，该装置固定在罐壁和罐体中部的冷凝盘管之间的环形空间内。确定罐体与流出管道（10mm）轴线之间的距离，是为了获取典型样品（同样见附录5），三个流出装置的内直径分别为5.9mm,6.7mm和10.3mm, 当为了保证理想产品的取出时，设置这些流出装置是为了满足液体保留时间内的期望变化值。图6.4中展示的流出管道的结构较小。

图6.9 连续结晶生产的流出示意图

连续生产系统的流出方式由图6.9给出。储罐上部隔间中的溶液被输送进晶体罐中。通过冷却悬浮液来获得晶体。悬浮液从储罐中下面的隔间或者溶解罐中流出，溶解罐是晶体溶解的容器。储罐/溶解罐中的溶液温度至少比溶液的饱和温度高10℃。这里运用一个

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特殊的冷却系统是为了在不同温度下进行试验。为了避免冷凝盘管上附着沉淀，冷却水的

温度被要求尽量与结晶温度相近，但仍要保证热量的转移。结晶罐中悬浮液温度的精确控制通过调节冷却水的流速来完成。冷却水储罐可以通过电子加热装置（在图6.9中未表示出来）加热。这个加热装置实在实验结束时为了溶解晶体而设置的。由浓度可以计算出晶罐中晶体的质量浓度，这里的质量浓度是指晶体溶解之前和溶解之后的浓度。

晶体生长实验是在流化床中进行的。图6.10给出了流化床的流出示意图。晶种悬浮在圆柱形的玻璃管（?25mm璃管的底部有压缩物，顶部是端口扩大。饱和溶液较高的速率是的晶种既不会停留在径窄的部位也不会停留在径宽的部位。在饱和溶液中析出的晶体被输送到储罐或溶解在溶解罐（60L）中。储罐或溶解罐中的溶液保持恒定的温度，较溶液的饱和温度高2℃。溶液被输送到溶解罐的上部隔板中，通过一个流量仪表和一个冷却装置，然后进入流化床。溶液的流动速率和冷却水的温度要保持恒定，这是为了确保溶液的恒定温度。晶体通过改变旋塞阀的位置和分离晶体和溶液可以是晶体生长停止。实验结束时可以将原料液（图6.10中未示出）输送回储罐中。并且，为了澄清溶液可以安装一个过滤器。

6.2溶解度、饱和度和浓度的测量

借助于沉浸在溶液中的折射仪可以测量溶液的浓度。通过加入与溶液等量的水可以稀释溶液。同时要测量所加入水的质量和溶液的质量。当稀释的溶液加热到38℃时就测量此时的折射指数。从已知相关溶液的折射指数和浓度可以得知溶液的浓度，这些相关的溶液的参数是用同样的设备测量已知浓度得到的。原溶液浓度由稀释溶液的浓度和水与溶液的质量来决定的。精确到0.1g/100g水。

测量折射指数可以用于追踪连续晶体生产中随时间变化的溶液的浓度。当溶解度曲线确定时溶液的饱和度便可以确定。这里有一个共识，当溶液饱和度达到最大值并且回落到尽可能稳定的值时，此时确定晶体尺寸的分布，这样可以保证测量仪器可以精准的追踪到饱和度的变化。并且此时饱和度的精度是有效的，特别是在低浓度时，这也是为了对比连续生产的结晶罐和流化床中的相同数据。一个标准的设备或许可以满足生产寻求。通过光敏电阻测量转换器的亮与暗。 这里仍然有三个需要解决的问题：

观察仪器实在室温下进行（溶液的温度要保持恒温）； 观察仪器是依据灯泡的光亮强度； 观察仪器不能是在搅拌的过程中进行。

解决前两个问题可以通过尽可能保持光敏电阻的温度和向灯泡输送稳定的电力。第三个问题，可能是由灯光进入棱镜的折射引起的，这需要重新改造测量仪器。这些时间的消耗和复杂的改造是不可能完成的。

重铬酸钾的浓度是在浓缩后和溶液保持恒定温度时测量的。悬浮液搅拌6到12小时是为

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了保持晶体和溶液的平衡。然后搅拌停止，至少10小时以后才会取出溶液的两份样品。

这些样品熬干用来测量浓度。测量结果在表6.2中展示出来

图6.10 流化床的流动示意图

6.3热力学分离操作

分离操作在热力学性质和方程式中扮演着主要角色,特别是对能源需求,相平衡,分级设备等。本节讨论了应用分离过程的热力学，能量平衡方程,熵和可用性平衡,确定相密度和相成分均衡发展。这些涉及热力学性质,包括特定的体积或密度、焓,熵,可用性,和设备活动及其系数,所有功能的温度、压力、和相组成。估算方法属性为理想和非理想混合物进行了总结。

6.3.1能量、熵和可用性平衡

大多数商业分离操作利用大量的能量以热的形式或轴的工作。例如,美国通过蒸馏耗能大约是每年10万亿美元(1991年)。因此,它是相当大的，了解能源消耗程度的大小在分离过程中和什么程度的能源需求可能会减少。这样的能量估计可以通过应用热力学第一和第二定律。

?考虑连续稳态流系统一般分离过程在图2.1。

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一个或多个进料流流入系统被分成两个或两个以上的产品流,流出的系统。 n -摩尔流量, zi-组件摩尔分数 T -温度、 b -摩尔可用性 h -摩尔不计其数, s -摩尔焓

P -压力, Q -热量流入或流出, W -轴工作跨越系统的边界

在稳定状态,如果动力、潜力和表面能变化被忽视,热力学第一定律(也称为能量守恒

和能量平衡),所有形式的能量流入系统的总和等于能量流动离开系统:

(流焓流+传热+轴功)离开系统——(流焓流+传热+轴功)进入系统= 0

所有的分离过程必须满足能量平衡。低效的分离过程需要大量转移的热量或轴的工作过程;高效传热过程需要更小级别的或轴的工作。热力学第一定律没有提供能源效率的信息,但热力学第二定律(也称为熵平衡)。平衡熵是:

(流熵流+熵流的传热)离开系统——(流熵流+熵流的传热)进入系统熵的=生产过程 注意：熵平衡轴不包含条款相关的工作。虽然生产的熵是衡量能源效率低下,很难与这个措施,因为它没有单位的能源。

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