医学制药反应设备.ppt

单击此处编辑母版标题样式,单击此处编辑母版文本样式,第二级,第三级,第四级,第五级,*,制药反应设备,6.1反应器基础,反应是整个生产工艺过程的核心，反应器是反应过程的核心设备。制药工程设计从反应器开始，Smith等人提出设计的洋葱模型。,反应器使原料转化为产品；,分离循环分离原料产品和副产品组成的混合物；,上两步设计决定设计过程的冷、热负荷。故进而作换热网络设计,过程热量回收不能满足的冷、热负荷决定公用工程用量，因而第四步是公用工程设计。,上循环对制药过程设计也适用，但产品精制、烘干和包装过程必须满足GMP,故换热网络设计同时，必须设计形成环境净化的空调系统。,设计遵循洋葱模型，但极少有一次全过程设计即得成功的全过程设计的。多数情况下设计顺序是双向的，因为做出内层设计决策的依据是不完整的，当把较多的细节考虑至设计中时，外层会出现一个比较完整的设计轮廓，此时设计决策可能需要改变，因此必须返回内层，如此反复进行。,6.1.1反应器类型,反应器的类型很多，特点不一，可按不同的方式进行分类。,1、按结构分类,(a),釜式,(b)管式,(c),板式塔,(d),填料塔,(f),鼓泡塔,(g),喷雾塔,(h)固定床,(i)流化床,2、反应器按相态分类,反应器,3.按操作方式分类：,间歇式,半间歇式,连续式反应器,4.按操作温度分类,等温和非等温反应器,5.按流动状况分类,理想流动反应器和非理想流动反应器,6.1.2反应器操作方式,1、间歇操作,间歇操作的,特点,是将原料,一次,加入反应器，达到规定的反应程度后卸出全部物料。然后进入下一个操作循环。,间歇釜式反应器及其浓度变化,间歇反应过程是,非稳态,过程，反应器内物料的组成,随时间而变化,。,器内反应物和产物的,浓度,随时间的变化关系如图所示。,A,R,对,不可逆,反应，随着,的增加，反应物A的浓度将由开始时的C,A0,逐渐降至,零,;,对,可逆反应,随,的增加而降至其,平衡,浓度；,对,单一反应,A,R(产物),，R的浓度随反应时间的增加而,增大,；,连串反应,A,R(产物),S，产物R的浓度先随,的增加而增大，达一,极大值,后又随,的增加而减小。,釜式反应器,间歇操作常用釜式反应器,可视为,恒容过程,。,气相,反应，V,R,为整个反应器容积；,液相,反应，V,R,为液体所占据的空间。,间歇反应器,具有装置简单、操作方便、适应性强等优点，在制药工业中有着广泛的应用。,2、连续操作,反应原料,连续,地输入反应器，反应产物也从反应器,连续,流出。,连续操作多属于,稳态操作,，器内任一,位置,上的反应物浓度、温度、压力、反应速度等,参数均不随时间而变化,。,（1）管式反应器,多个化学反应，产物R的浓度变化同间歇反应器。,C,C,Rf,C,A0,C,Af,C,R0,L,C,Af,C,Rf,C,A0,C,R0,C,R,*,C,A,*,L,（2）全混流釜式反应器(CSTR),器内,各处浓度,相同且等于,出口浓度,，且不随时间而变，,连续操作具有生产能力大、产品质量稳定、易实现机械化和自动化等优点，,大规模,工业生产的反应器多采用连续操作,3、半连续操作,原料或产物中有,一种,或一种以上的为,连续,输入或输出，而,其余,的(至少一种)为,分批,加入或卸出的操作。,器内的物料组成既随,时间,而变化,又随,位置,而变化。,釜式、管式、塔式以及固定床反应器等都有采用半连续方式操作的。,6.1.3反应器计算基本方程式,反应器计算所应用的,基本方程式,:,反应动力学方程式,物料衡算式,热量衡算式。,过程P较大，并影响到r,A,时，还要用,动量衡算式,。,1、反应动力学方程式,对于,均相反应,反应速度可用单位时间、单位体积的反应物料中某一,组分摩尔数,的,变化量,来表示，,反应物取“-”,产物取“+”。,等容过程,A为反应物，取负号。,对反应物A,等容过程,反应A,R为n级不可逆反应，则反应动力学方程式为,式中,k反应速度常数，kmol,1-n,m,3(n-1),h,-1,；,n反应级数。,气相反应,如果反应气体可视为,理想气体,，则k,p,和k的关系为,用不同组分表示化学反应速度，其值与相应化学,计量系数,有关,组分,A、B、M、N,表示的,反应速度,与组分的化学,计量系数,，有下列,关系,：,2、物料衡算式,对单一化学反应，列出,一,反应物,的,物料衡算式,，,其余,反应物和产物的量都可通过化学,计量关系,来确定。,由于反应器内参数随,或空间而变，r,i,也随之变化，故选取微元体积,dV,R,和微元时间,d,作为物料衡算的,空间,基准和,时间,基准。,所定单元,消耗,的反应物,A,的量为,3、,热量衡算式,在微元时间,d,内对微元体积,dV,R,进行,热量衡算,得,物理,变化热可,忽略,时，热量衡算式变为,注意各项的符号!,在d,内，dV,R,中因反应产生的,化学变化热,为,反应器计算即联立求解,物料衡算式,、,热量衡算式,和反应,动力学方程式,。,等温过程,，T不随时间和空间而改变，故仅需联立求解,物料衡算式,和反应,动力学方程式,。,物料的流动混合状况影响反应器内的C和T分布，考虑流动,混合状况,（,理想反应器,，,非理想流动反应器,）。,6.1.4 理想反应器,理想反应器是指流体的流动处于,理想状况,的反应器。对于流体混合，有,理想混合,和,理想置换,两种极端情况。,理想混合流型,理想置换流型,1、理想混合反应器,理想混合,的,特征,是物料达到完全混合，浓度、温度和反应速度,处处相等,。,生产中，搅拌良好的釜式反应器可近似看成理想混合反应器。,连续操作,（CSTR）,时，反应器内物料的组成和温度既与,位置无关,，又,不随时间而变,，且与,出口,的浓度和温度,相同,。,半连续,或,间歇操作,（BSTR）,时，反应器内物料的组成、温度等参数仅,随时间而变,，与位置无关。,2、理想置换反应器（PFR）,理想置换,的,特征,在与流动方向垂直的,截面上,，各点的流速和流向,完全相同,，称为“,活塞流,”或“,平推流,”。,在与流动方向,垂直,的截面上，流体的浓度和温度,处处相等,，,不随时间而变,；,而沿,流动方向,，流体的浓度和温度不断改变。所有的流体质点在反应器内的,停留时间相同,。,生产中,细长型的管式反应器可近似看成理想置换反应器。,3、理想反应器内反应物及产物的浓度变化,间歇釜式反应器,连续釜式反应器,管式反应器,6.2釜式反应器的工艺计算,6.2.1.釜式反应器的结构、特点及应用,1、结构,由釜体、上封头、搅拌器等部件而制成。,罐体内壁可内衬耐腐蚀材料。,为控温，常设有夹套，内部也可安装蛇管。,串联反应釜,2、特点及其应用,釜式反应器结构简单、加工方便；,釜内设有,搅拌装置,釜外常设,传热夹套,传质和传热效率均较高;,若搅拌良好,可近似看成,理想混合,反应器,釜内浓度、温度均一,化学反应速度处处相等;,间歇过程,所有物料具有相同的反应时间；,操作灵活,适应性强,便于控制和改变反应条件,尤其适用于小批量、多品种、反应时间较长生产。,缺点：装料、卸料等辅助操作时间长，产品质量不稳定,釜式反应器的技术参数已,实现标准化,，搪玻璃釜式反应器的主要技术参数见,附录六,。,6.2.2间歇釜式反应器的工艺计算,1、反应时间的计算,搅拌良好可视为理想混合反应器(,BSTR,)，物料衡算有下特点：,(1)由于反应器内浓度、温度均一，不随位置而变，故可对,整个,反应器,有效容积,(反应体积)进行物料衡算。,(2)由于间歇操作，对反应物,A,流入量=流出量+反应量+累积量,0,0,-A的反应量=A的积累量,上式对,等温、非等温、等容,和,变容,过程均适用。,积分得,则,等容过程,上式表明，达到一定,x,A,所需要的,仅与反应物的,C,A0,和化学,r,A,有关，而,与物料的处理量无关,。,若能保证,放大,后的装置在搅拌和传热两方面均与提供试验数据的装置完全相同，就可实现高倍数的放大。,图解积分示意图,/c,A0,r,A,-1,x,x,Af,x,A0,r,A,-1,C,A,C,A0,C,Af,零级反应,等温过程,，k为常数,一级反应，等温等容,过程,二级反应，等温等容,过程,2、反应器总容积的计算,（1）有效容积,实际操作时间=反应时间(,)+辅助时间(),反应体积V,R,是指反应物料在反应器中所占的体积,（2）总容积V,T,装料系数,一般,为0.40.85。,不起泡、不沸腾,的物料，,可取0.70.85；,起泡或沸腾的物料，,可取0.40.6。,装料系数的选择还应考虑,搅拌器,和,换热器,的体积。,例61在搅拌良好的间歇釜式反应器中，,用乙酸和丁,醇生产醋酸丁酯，反应式为,当丁醇过量时，反应动力学方程式为,式中C,A,为乙酸浓度，kmol,m,-3,。已知反应速度常数k为1.04m,3,kmol,-1,h,-1,，,投料摩,尔比为乙酸：丁醇=1：4.97，反应前后物料的密度为750kg,m,-3,，乙酸、丁醇及醋酸丁酯的分子量分别为60、74和116。若每天生产3000kg乙酸丁酯(不考虑分离过程损失)，乙酸的转化率为50%，每批辅助操作时间为0.5h，装料系数,为0.7，试计算所需反应器的有效容积和总容积。,解：(1)计算反应时间 因为是二级反应，故,(2)计算所需反应器的有效容积V,R,每天生产3000kg乙酸丁酯，则,每小时,乙酸用量为,(3)计算所需反应器的总容积V,T,前已求得反应器的有效容积为1.29m,3,则反应器的总容积,m,3,3、反应器的台数N及单釜容积V,TS,的确定,(1)已知V,TS,，求N,对于给定的处理量，每天需操作的总批数为,式中,V,d,每天需处理的物料体积，m,3,d,-1,；,V,RS,单台反应器的有效容积,即装料容积,m,3,。,每天每台反应器可操作的批数为,则完成给定生产任务所需的反应器台数为,生产能力后备系数,一般,取值在1.11.15较合适。,(2)已知N，求V,TS,(3)N及V,TS,均为未知，求N和V,TS,先,假设,V,TS,（或N），然后计,算出,N或（V,TS,）值。常先假设几个不同的N值求出相应的反应釜容积V,TS,，然后再根据工艺要求及厂房等具体情况，确定一组适宜的,N和V,TS,值作为,设计值,。,4、釜式反应器主要工艺尺寸的确定,由工艺计算求出反应器的单釜容积V,TS,后，求出反应器,直径,的,计算值,按筒体规格,圆整,后即得反应器直径的,设计值,。然后按,H=1.2D,求出反应器的高度,H,，并检验装料系数是否合适。,壁厚可通过,强度,计算确定，法兰、手孔、视镜等附件可根据工艺条件从相应的,标准,中选取。,反应级数,反应速率,残余浓度式,转化率式,n=0,n=1,n=2,n级,n1,讨论：理想间歇反应器中整级数单反应的反应结果表达式,k增大(温度升高）,减少反应体积减小,5、讨论：（1）间歇反应器中的单反应,2,）反应浓度的影响,1）k的影响,零级反应,与初浓度C,A0,正比,一级反应,与初浓度C,A0,无关,二级反应,与初浓度C,A0,反比,3）残余浓度,零级反应残余浓度随,直线下降一级反应残余浓度随,逐渐下降二级反应残余浓度随,慢慢下降,反应后期的速度很小,补充：,（2）,复合反应,：必须用两个以上的化学计量式方能确定反应在反应时的变化关系,平行反应,串联反应,平行+串联反应,平行+串联反应,例题在等温间歇釜式反应器中进行下列液相反应,反应开始时A和B的浓度均为2kmol/m,3,目的产物为P，初始浓度为零，试计算反应时间为3h时A的转化率和P的收率。,解：因为,对于液相反应，可视为恒容系统由式（6-20)得,代入C,A0,=2,kmol/m,3,，,=2h得：,C,A,=2.482,10,-3,kmol/m,3,则A的转化率为,仅知道A的转化率还不能确定P的生成量，因为转化的A既可生成P也可生成Q，由速率方程知：,分离变量得：,积分得：,得P的收率,实际上等温操作是很难实现的，只有当反应物料中反应物浓度很小，反应速率很慢且反应热效应又不大的情况下才接近等温操作。而且大多数情况下（除非热敏性的反应物料）也不必要求等温操作。更多的情况是要求合理的温度序列最有利于反应的进行，或有利于改善反应的产物分布。,分析不同情况下怎样的温度分布对产物的选择性和收率有利？,如平行反应当主副反应活化能不同时控制怎样温度较好？,串联反应，目的产物为中间产物，当主副反应活化能不同时怎样控制温度分布？,6、分批式操作的优化分析,分批式操作的过程中随反应物转化率的提高，反应速率下降，反应效率下降，故存在什么转化率下停止反应最为有利的问题。可有两种目标来进行优化：,（1）以反应器的平均生产速率Y,R,为最大的优化,也可写成用转化率表示的形式，若有,将式（3）和（4）代入（1）式得：,分母项为产物R的质量，上式对,求导并令其等于零即得：,（2）以生产费用最低为目标的优化,若以,表示反应操作时的操作费用（元/h）；,0,为非生产性操作时的费用（元/h）；,F,表示固定消费（元），则单位生产量的总费用为,6.2.3.,连续釜,式反应器的工艺计算,搅拌良好的连续釜式反应器可视为,理想混合反应器,(,CSTR,)。新鲜物料与存留在反应器中的物料瞬间达到完全混合。,特点,：所有空间位置的物料参数都等于,出口,处的物料性质，物料质点在反应器中的,停留时间,参差不齐，形成一个停留时间分布。,连续釜式反应器的操作稳定时，釜内物料的温度和组成不随时间而变化，属于,稳态操作,过程。,反应器内浓度变化情况,C,A,0,C,A,f,C,A,0,C,A,0,C,A,f,C,A,位置,0,釜式反应器采用,单釜连续操作,时，釜内,C,A,与出口物料的,C,Af,相同，,r,A,较慢，这是单釜连续操作的,缺点,。,采用,多釜串联,连续操作,代替一台有效容积为V,R,的连续釜式反应器。平均,r,A,较单釜的要快，若两者的,有效容积相同,，多釜串联处理,量增加,；若处理,量相同,，则多釜串联总有效容积可以,减小,多釜串联操作反应器内的浓度变化,C,A,C,A2,C,A0,C,A,f,x,position,3,2,1,4,5,C,A,*,C,A1,C,A3,C,A4,串联的釜数越多，各釜反应物浓度的变化就愈接近于理想管式反应器，当釜数为,无穷多,时，各釜反应物浓度的变化与,管式反应器,内的完全,相同,。,但是，当串联的釜数超过某一极限后，因釜数增加而引起的设备投资和操作,费用,的,增加,，将超过因反应器容积减少而节省的费用。,多釜串联连续操作时，釜数一般,4,台,。,单釜连续操作用于自催化反应,间歇釜式反应器或管式反应器进行,自催化反应,时，C,A,要经历一个由大变小的过程,相应地,r,A,要经历一个由小变大、再由大变小的过程。采用单釜连续操作,可使釜内的,C,A,始终维持在,最大r,A,所对应的C,A,值,从而可大大提高反应器的生产能力或,减小,反应器的,容积,。,C,A,r,A,C,A,C,Af,C,A0,r,Amax,自催化反应的反应速度,1、单釜连续操作,反应器内物料的,浓度,和,温度处处相等,，且等于反应器,流出物料,的浓度和温度,。,F,A0 ，,V,h ，,C,A0,V,h ，,C,A,f,C,Af,V,R,F,Af,=F,A0,(1-x,Af,),物料衡算具有如下,特点,：,(1)反应器内,温度均一,，为,等温,反应器。故计算反应器,容积,时,只需进行,物料衡算,。,(2)反应器内浓度均一，不随时间而变，故可对反应器的,有效容积,和,任意时间间隔,进行物料衡算。,(3)物料衡算式中的,积累量为零,。,(4)反应,速度,可按,出口处,的浓度和温度计算。,取,整个反应器,为衡算,对象,作物料衡算,流入量=流出量+反应量+累积量,0,反应器内,平均停留时间,进口中已有A反应,全混流反应器,的图解积分(对比右图的BSTR图解积分),C,A0,C,A,C,Af,CSTR,C,A,C,A0,C,Af,BSTR,对于零级等容反应,对于一级等容反应，,对于二级等容反应,(与BSTR相同）,例6-2 用连续操作釜式反应器生产乙酸丁酯，反应条件和产量同例6-1，,试计算,所需V,R,。,解：因为是二级反应，,由例6-1可知：V,h,=1.23m,3,h,-1,，x,Af,=0.5，C,A0,=1.75kmol,m,-3,，k=1.04 m,3,kmol,-1,h,-1,。则,m,3,2、多釜串联连续操作,串联连续操作的各釜仍具有单釜连续操作反应器所具有的特点。,作如下,假设,：,(1)釜间不存在混合。,(2)对于液相反应，因反应和温度改变而引起的,密度,变化可,忽略,不计。V,h,=V,h,1,=V,h,2,=,=V,hN,在,第i釜,中对反应物,A,进行物料衡算得,式中,F,Ai-1,、F,Ai,进入和离开第i釜的反应物A的千摩尔流量，kmol,s,-1,；,V,Ri,第i釜的有效容积，m,3,。,将F,Ai-1,=F,A0,(1-x,Ai-1,)及F,Ai,=F,A0,(1-x,Ai,)代入上式整理得,在多釜串联连续操作中,利用上两式,并结合反应动力学方程式进行,逐釜计算,即可计算出达到规定转化率所需的反应,釜数,、各釜,容积,和相应的,转化率,。,对于,一级反应,，,第N釜,或,第一釜,第二釜,若,各釜等温等容,对于,零级反应,，若各釜,等温等容,二级,反应，各釜,等温等容,由于浓度不能为负值，故弃去负根，则,可导出,对于,一级反应,选择两个体积相同的釜串联，可使总体积最小；若多釜串联，则选择各釜体积相同，可使总体积最小。,对于,级反应，为使反应总体积最小；,若,1,，小釜在前，大釜在后；,若,=1,，各釜,体积相同；,若,0,1,，大釜在前，小釜在后；,若,=0,，反应速度与反应物浓度无关，,串联已无必要；,若,(V,R,),P,。,(3)除零级反应外,其它各级反应的,a,2,较,高,反应物,浓度,对主反应有利,若,a,1,E,2,则在较,高T,下进行,若,E,1,a,2,b,1,b,2,C,A,C,B,都高,a,1,a,2,b,1,b,2,C,A,高,C,B,低,a,1,a,2,b,1,a,2,b,1,b,2,C,A,C,B,都高,(,b)a,1,a,2,b1a,2,b,1,a,2,b,1,b,2,a,1,a,2,b,1,a,2,b,1,b,2,a,1,b,2,6.4.2.2.连串反应,一级反应,组分 A:,单调下降,；,产物 R:,先升后降，有极大值,；,产物 S:,单调上升,C,S,C,R,C,R,C,R,C,S,C,S,C,S,R为主产物时,1.温度效应,若,E,1,E,2,则在,较高T,下进行,若,E,1,k,1,时，应保持较低的单程转化率；,当,k,1,k,2,时，应保持较高的转化率，这样收率降低不多，但可大大减轻反应后的分离负荷。,例,6,8,生化工程中酶反应,AR,为自催化反应，反应速率式,r,A,=,kc,A,c,R,，某温度下,k=1.1512m,3,/(kmol.min),，,采用的原料中含,A 0.99kmol/m,3,，含,R 0.01kmol/m,3,要求,A,的最终浓度降到,0.01kmol/m,3,，当原料的进料量为,10m,3,/h,时，求：,（,1,）反应速率最大时，,A,的浓度为多少？,（,2,）采用,CSTR,，反应器体积是多大？,（,3,）采用,PFR,，反应器体积是多大？,（,4,）采用,PFR,和,CSTR,组合以使反应器体积最小，求组合方式及最小反应器体积。,解：,可知C,A,=0.5kmol/m,3,时，速率达最大值。,r,A,C,A,0,0.5,1.0,C,A0,C,A,f,怎样选择反应器？,1/r,A,C,A,C,A0,C,A,f,1/r,A,C,A,C,A0,C,A,f,CSTR,PFR,(3)PFR,(2)CSTR,回顾,CSTR,和PFR两种图解,C,A,C,A0,C,Af,C,A,C,A0,C,Af,(4)CSTR+PFR：最优组合,1/r,A,C,A,C,A0,C,A,f,C,Am,组合反应器的总体积=,0.284m,3,+0.665m,3,=0.949m,3,6.5.搅拌器,搅拌的作用,(1)使物料均匀混合,互溶液体,乳浊液,悬浮液,泡沫液,(3)强化传热,提高对流传热系数,(2)强化传质,增大相际接触面积,降低液膜阻力,2、搅拌的分类,(2)机械搅拌,适用范围广,(1)气流搅拌,优点：腐蚀性、高温高压,缺点：不适合高粘度流体,气体鼓泡,6.5.1.常见搅拌器,搅拌设备的结构,(1)搅拌装置,(2)轴封,(3)搅拌槽,传动装置,搅拌轴,搅拌器,槽体,附件,物料流动方向,搅拌的结果（效果）,(1)搅拌器的旋转,切向圆周运动,(2)桨叶形状的不同,轴向流动,径向流动,(1)循环流动,将流体输送到搅拌釜内各处,(2)高度湍动,产生旋涡，旋涡分裂使流体分散,1、小直径高转速搅拌器,（1）推进式搅拌器,一般D,叶轮,0.20.5,D,釜,常用转速为100500rpm，,叶端圆周速度可达515m,s,-1,。,总体循环,流动,总体循环流动：,总体循环流动,起到混合液体的作用,切向分速度:,使釜内液体产生圆周运动,不利于液体的混合,特点和应用,常用于低粘度(2Pa,s)液体以及固液比较小的悬浮、溶解等过程。,液体循环量较大,湍动程度不高,适合于大尺寸的调匀,总体流动冲向釜底,有利于固体颗粒的悬浮,(2)涡轮式搅拌器,(a)直叶圆盘叶轮,(b)弯叶圆盘叶轮,叶轮直径为釜径的 0.20.5倍,转速10500rpm,叶端圆周速度可达 410m,s,-1,。,（c）直叶涡轮,(d)弯叶涡轮,总体,循环流动,使液体以很高的绝对速度沿径向流出，流向壁面，形成上、下两条回路流入搅拌器,总体循环流动：,:,使釜内液体产生圆周运动,不利于液体的混合,切向分速度:,特点和应用,常用于低粘度和中等粘度(50Pa,s)的液体搅拌,液体循环量较大,湍动程度高,适合于小尺寸均匀,流体有两个回路,不利于易分层的物料,2、大直径低转速搅拌器,流速,粘度,流动阻力,机械能被消耗,湍动程度下降,总体流动范围大大缩小,大直径低转速搅拌器,(1)桨式搅拌器,旋转直径为釜径的 0.350.8倍,常用转速为1100rpm,叶端圆周速度为15m,s,-1,(a)平桨式,(b)斜桨式,(c)多斜桨式,特点和应用,桨式搅拌器的径向搅拌范围大，可用于较高粘度液体的搅拌。,(b)斜桨式,桨叶可分成24、45,或60倾角,轴向和径向运动,(a)平桨式,切向和径向运动,可用于简单的,固液悬浮,釜内液位较高时,(c)多斜桨式,(2)锚式和框式搅拌器,旋转直径可达釜径的 0.90.98倍，,转速n=1100rpm,叶端圆周速度15 m,s,-1,(a)锚式,(b)框式,(c)带横梁和竖梁的搅拌器,特点和应用,锚式和框式搅拌器常用于中、高粘度液体的搅拌,一般在层流状态下操作,主要使液体产生水平环向流动,基本不产生轴向流动。,在桨上增加横梁和竖梁,难以保证轴向混合均匀,（3）螺带式搅拌器,目的：提高轴向混合效果,旋转直径为釜径的0.90.98倍，,常用转速为0.550rpm，,叶端圆周速度2 m,s,-1,螺带式搅拌器,特点和应用,一般在层流状态下操作,液体将沿着螺旋面上升或下降 形成轴向循环流动，,螺带式搅拌器常用于高粘度液体的混合,6.5.2.提高搅拌效果的措施,1.打旋现象及其消除,危害:,各层液体之间几乎,不发生轴向混合，,当物料为多相体系时，,还会发生分层或分离现象。,搅拌效率下降,(1)装设挡板,目的：破坏釜内的圆周运动,作用：,对轴向和径向流动无影响,釜内液面的下凹现象基本消失,提高了混合效果,挡板安装方式与液体粘度有关：10 Pa,s，挡板离开釜壁并与壁面倾斜。,(2)搅拌器偏心安装,目的：破坏循环回路的对称性,2.导流筒,既提高了循环流量和混合效果，又有助于消除短路与流动死区。,（a）,推进式搅拌,（b）,涡轮式搅拌,6.5.3.搅拌器选型,1、低粘度均相液体的混合,推进式,的循环流量较大且动力消耗较少，是最适用的。,浆式,的结构比较简单，在小容量液体混合中有着广泛的应用，但当液体容量较大时，其循环流量不足。,2、高粘度液体的混合,L,在0.11Pa,s时，采用,锚式,搅拌器。,L,在110Pa,s时，采用,框式,搅拌器。,L,在2500Pa,s时，可采用,螺带式,搅拌器。,需冷却的夹套釜,选用大直径低转速搅拌器,如,锚式或框式,搅拌器。,反应过程中物料的,L,会发生,显著变化,且反应对搅拌强度又很敏感，可考虑采用,变速,装置或,分釜,操作。,3、分散,非均相液体,的分散过程，宜用,涡轮式,搅拌器，,平直叶,更为合适。,当液体的,粘度较大,时，为减少动力消耗，宜采用,弯叶涡轮,。,4、固体悬浮,在,低粘度液体,中悬浮易沉降的,固体颗粒,时，,开启涡轮,最合适，尤其是,弯叶,开启涡轮，浆叶不易磨损，则更为合适。,推进式,当固液密度差较大或固液比超过50%时,不适用,。,浆式或锚式,的转速较低，仅适用于固液比较大(50%)或沉降速度较小的固体悬浮。,5、固体溶解,涡轮式,最为合适。,推进式,用于小容量的固体溶解过程比较合理。,浆式,一般用于易悬浮固体的溶解操作。,6、气体吸收,圆盘涡轮式,搅拌器最为适宜。,推进式,和,浆式,一般不适用于气体吸收操作。,7、结晶,小,直径,高,转速搅拌器，如涡轮式，适用于,微粒结晶,，但晶体形状不易一致；,而,大,直径,低,转速搅拌器，如浆式，适用于,大颗粒,定形结晶，但釜内不宜设置挡板。,8、传热,传热量较小,的夹套釜可采用,浆式,搅拌器;,中等传热量,的夹套釜亦可采用,浆式,搅拌器,但釜内应,设置挡板,;,传热量很大,时,釜内可用,蛇管,传热,采用,推进,式或,涡轮,式搅拌器,并在釜内,设置挡板,。,搅拌器选型,搅拌过程,主要控,制因素,搅拌器型式,混合(低粘度均相液体,),循环流量,推进式、涡轮式，要求不高时用浆式,混合(高粘度液体),1.循环流量,2.低转速,涡轮式、锚式、框式、螺带式、带横挡板浆式,分散(非均相液体),1.液滴大小(分散度),2.循环流量,涡轮式,溶液反应,(互溶体系),1.湍流强度,2.循环流量,涡轮式、推进式、浆式,搅拌器选型,搅拌过程,主要控,制因素,搅拌器型式,固体悬浮,1.循环流量,2.湍流强度,按固体颗粒的粒度、含量及比重决定采用浆式、推进式或涡轮式,固体溶解,1.剪切作用,2.循环流量,涡轮式、推进式、浆式,气体吸收,1.剪切作用,2.循环流量,3.高转速,涡轮式,结晶,1.循环流量,2.剪切作用,3.低转速,按控制因素采用涡轮式、浆式或浆式的变形,传热,1.循环流量,2.传热面上,高流速,浆式、推进式、涡轮式,6.5.4.搅拌功率,6.5.4.1.均相液体的搅拌功率,1.功率曲线和搅拌功率的计算,搅拌,功率,取决于釜内物料的,流型,和,湍动,程度，它是叶轮,形状,、,大小,、,转速,、,位置,以及液体,性质,、反应釜尺寸与内部构件的函数。,均相液体的功率准数关联式,式中N,P,功率准数;,Fr弗劳德数,流体惯性力与重力之比,是反映重力对搅拌功率影响的准数;,K系统的总形状系数,反映系统几何构型对搅拌功率的影响;,P功率消耗,W;,n叶轮转速,r.s,-1,或 r.min,-1,；,d叶轮直径,m;,液体密度,kg,m,-3,;,液体粘度,Pa,s;,P与叶轮直径和转速成何关系？,各种搅拌器的,或N,P,与Re的关系，标绘在,双对数,坐标纸上，即得功率曲线。P116图6-33,对于,不打旋(搅拌时液面仍处于水平状态）,的搅拌系统，重力的影响可以忽略，,b=0,，不计弗劳德数的影响，则,可改写为,图6-33 搅拌器的,功率曲线,1-三叶推进式,s=d,无挡板；2-三叶推进式,s=d,全挡板；3-三叶推进式,s=2d,无挡板,；,4-三叶推进式，s=2d，全挡板；5-六叶直叶圆盘涡轮，无挡板；6-六叶直叶圆盘涡轮，全挡板；7-六叶弯叶圆盘涡轮，全挡板；8-双叶平浆，全挡板,全挡板：N=4，W=0.1D；各曲线：d/D,1/3，b/d=1/4；H,L,/D=1,s-浆叶螺距,N-挡板数,W-挡板宽度,D-釜内径,d-叶轮直径,b-浆叶宽度,H,L,-液层深度,挡板对搅拌功率有何影响，与Re有无关系？,从物理意义上讲，全挡板条件时搅拌器的功率最大，若挡板的安装已满足全挡板的条件，则再增加挡板数或宽度，都不会使搅拌器的功率增大。例如：取6块挡板，那么宽度W=D/10时即满足全挡板条件。实际由于搅拌器内除安装挡板外，还有影响流体流动的其他构件，如出料管、温度计套管等，故常常安装4块W=D/10 挡板即认为是全挡板的条件。,给定的搅拌系统功率求定,（1）由功率曲线查出,或N,P,计算,求,所需的,P,。,（2）还可按流动状况对功率,曲线,进行,回归,，得到计算搅拌功率的,经验关联式,。,1）,层流区(Re10,4,),有,挡板,时的搅拌功率经验式,无挡板且Re300,的搅拌系统，重力的影响不能忽略,K,2,与搅拌器结构型式有关的常数,搅拌器的K,2,值见表,6-4,。,、,的值取决于物料的流动状况及搅拌器的型式和尺寸，其值见表,6-5,（注意P与n和d的关系）,表64,搅拌,器的K,1,、K,2,值,搅拌器型式,K,1,K,2,搅拌器型式,K,1,K,2,三叶推进式,s=d,41.0,0.32,双叶单平桨,d/b=4,43.0,2.25,s=2d,43.5,1.0,d/b=6,36.5,1.60,四叶直叶圆盘涡轮,70.0,4.5,d/b=8,33.0,1.15,六叶直叶涡轮,70.0,3.0,四叶双平桨d/b=6,49.0,2.75,六叶直叶圆盘涡轮,71.0,6.1,六叶三平桨d/b=6,71.0,3.82,六叶弯叶圆盘涡轮,70.0,4.8,螺带式,340h/d,六叶斜叶涡轮,70.0,1.5,搪瓷锚式,245,注s桨叶螺距；d旋转直径；b桨叶宽度；h螺带高度。,表6-5 搅拌器,的,和,值（Re300）,d/D,三叶推进式,六叶弯叶涡轮,六叶直叶涡轮,0.48,0.37,0.33,0.30,0.20,0.30,0.33,2.6,2.3,2.1,1.7,0,1.0,1.0,18,18,18,18,18,40.0,40.0,例6-8 某釜式反应器的内径为1.5m，装有六叶直叶圆盘涡轮式搅拌器，搅拌器的直径为0.5m，转速为150rpm，反应物料的密度为960kg,m,-3,，粘度为0.2Pa,s。试计算搅拌功率。,解：(1)计算Re,(2)计算搅拌功率P 由图,6-33,中的曲线5查得,=1.8；由表,6-5,查得,=1.0，,=40.0。则,W,2、搅拌功率的校正,实际生产中，搅拌器的型式、尺寸与功率曲线的,测定条件,不会完全一致。因此按功率曲线计算出搅拌功率，需加以,校正,估算出实际装置的搅拌功率。,(1)浆叶数量的影响,对圆盘涡轮式搅拌器，先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式校正,P,校正后的搅拌功率,W或kW;,P按6片浆叶由图6-33求出的搅拌功率,W或kW;,n,b,实际浆叶数;,m,1,与浆叶数有关的常数。当n,b,=2,4,6时,m,1,=0.8;当n,b,=8,10,12时,m,1,=0.7。,(2)浆叶直径的影响,当浆叶直径不符合d/D=1/3时，可先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式校正,式中,m,2,与搅拌器型式有关的常数。对推进式或涡轮式搅拌器，m,2,=0.93；对浆式搅拌器，m,2,=1.1。,(3)浆叶宽度的影响,当浆叶宽度不符合b/d=1/4时，可先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式进行校正,式中 m,3,与搅拌器型式、尺寸及物料流动状况有关的常数。湍流状态下，对径向流叶轮(平浆、开式涡轮)，m,3,=0.30.4；对六叶圆盘涡轮，当b/d=0.20.5时，m,3,=0.67。,(4)液层深度的影响,当液层深度不符合H,L,/D=1时，可先利用图6-33计算出搅拌功率，再按下式进行校正,(5)浆叶层数及层间距的影响,若液层过高，（H,L,/D1.25时）要设置多层浆叶。各层浆叶间距离取浆径的,1.01.5,倍。,当层间距,s,1,1.5d,时,双层直叶,的功率约为单层直叶的,2倍,直叶和折叶组合,的功率约为单层直叶的,1.5倍,而,双层折叶,的功率与单层直叶的功率基本,相当,。,图6-34 开启涡轮的层,间距对功率,的影响,1-双层直叶;,2-直叶与折叶;,3-双层折叶,P,1,-单层直叶的功率,P,2,-双层涡轮的功率,图6-35,推进式,的层,间距,对功率的影响,对于推进式搅拌器，在,层流区,，双层推进式的功率约为单层时的,2倍,；而在,湍流区,双层推进式的功率随着层,间距的增大,而,线性增大。,P,1,-单层时的功率，P,2,-双层时的功率,例6-9某釜式反应器的内径为1.5m，装有单层8叶圆盘涡轮式搅拌器，搅拌器的直径为0.4 m，转速为150r.min,-1,，叶片宽度约为叶轮直径的0.2倍。釜内装有挡板，并符合全挡板条件。装液深度为2m，物料密度为1000Kkg.m,-3,，粘度为0.004Pa.s。试计算搅拌功率,解：(1)由图6-33中的曲线6计算搅拌功率,由图,6-33,得,(2)校正浆叶数量的影响 由式(6-96)得,(3)校正浆叶直径的影响 由式(6-97)得,W,(4)校正浆叶宽度的影响 由式(6-98)得,(5)校正液层深度的影响 由式(6-99)得,搅拌功率为 P=P,5,=1577.2W,1.58kW,W,W,6.5.4.2.非均相液体的搅拌功率,1.液液相搅拌,先计算出平均密度和平均粘度，再按均相液体计算搅拌功率。,(1),平均密度,式中,d,分散相的密度，kg,m,-3,；,c,连续相的密度，kg,m,-3,；,d,分散相的体积分率。,(2)平均粘度,当两相液体的粘度均较低时,对水有机溶剂体系，当水的体积分率,w,小于40%时,当,w,40%时,2.气液相搅拌,通入气体，液体表观密度，搅拌所需功率显著。,对于涡轮式搅拌器,通气搅拌功率用下式计算,P,g,、P分别为通气和不通气时的搅拌功率，W或kW;,Q操作状态下的通气量,m,3,s,-1,。,例6-10 若在例6-9的反应釜中通入空气，操作状态下的通气量为2m,3,min,-1,，求搅拌功率。,解：,kW,3.固液相搅拌,当固体颗粒的量不大时，可近似看成均一的悬浮状态。计算出平均密度和平均粘度，按均相液体计算搅拌功率。,(1)平均密度,式中,s,固体颗粒的密度,kg,m,-3,；,液相的密度,kg,m,-3,；,固体颗粒所占的体积分率。,平均粘度,当固体颗粒与液体的体积比,1,时,当,1时,式中,液相的粘度，Pa,s；,固-液相的搅拌,功率,与固体,颗粒,的,大小,有很大关系。当颗粒尺寸,200目,时，粒子与浆叶接触时的阻力将增大，上法所,得,的搅拌,功率将偏小,。,6.5.4.3.非牛顿型流体的搅拌功率,非牛顿型液体不服从牛顿粘性定律。搅拌非牛顿型液体时，存在粘度分布。,搅拌非牛顿型液体时,浆叶附近,的液体,粘度最小,离浆叶愈,远,液体的,粘度愈大,，至釜壁附近处液体的粘度达到最大。对传热是十分不利的。,采用,锚式、框式、螺带式,等大直径低转速搅拌器，可以刮薄附着在釜内壁上的物料层，减薄层流边界层的厚度，从而使,传热,膜系数显著,提高,非牛顿型,液体的搅拌功率的,计算,仍采用牛顿型液体搅拌功率的计算方法,但应将雷诺准数 中的,改为非牛顿型液体的表观粘度,式中,a,非牛顿型液体的表观粘度,Pa,s;,K稠度系数,取决于流体的温度和压力;,m流变指数,反映与牛顿型流体的差异程度,对于牛顿型流体,m=1;,B与搅拌器结构有关的常数。,11,22,注：,d-,旋转,直径；,D-釜式反应器内径；,s-螺带螺距。,例6-11 在20,o,C时用双螺带式搅拌器搅拌聚乙烯醇水溶液(质量浓度为30%)，已知釜内物料流动为层流，釜内径为D=1.5m，搅拌器直径为d=1.42m，搅拌器高度为h=1.5m，转速为10rpm，试计算搅拌器的