制药工程与设备-

制药工程与设备教材：?制药工程原理与设备?，姚日生主编，高等教育出版社参考书：1、?化学反响工程?〔第2版〕，陈甘棠主编，化学工艺出版社2、?药厂反响设备及车间工艺设计?〔第1版〕，蒋作良主编，中国医药科技出版社3、?高等制药别离工程?，李淑芬等主编，化学工业出版社4、?制药工程导导论?，白鹏主编，化学工业出版社5、?制药设备与工程设计?朱红吉等主编，化学工业出版社6、?工艺药剂学?，张汝华等主编，中国医药科技出版社7、?生化反响动力学与反响器?第二版戚以政汪叔雄编著化学工业出版社8、?化工设计?，陈声宗主编，化学工艺出版社9、?厂洁净室--设计、运行与GMP认证?，许钟麟主编，同济大学出版社

蔡雄辉2021/2/22药物生产方法：目标药物工艺步骤〔以?制药工艺学?为根底〕工艺条件反响器别离工程〔?制药别离工程?为保证〕制剂工程制药工程〔分子结构、光学构象〕GMP绪论

一、制药工程的概念

制药工程是应用化学合成或生化反响以及各种别离单元操作，实现药物工业化生产的工程技术，它包括化学制药、生化制药和中药制药。它探索和研究制造药物的根本原理，制药新工艺，新设备，以及在药品生产全过程中如何符合GMP〔药品生产质量管理标准〕要求进行研究、开发、设计、放大与优化。原料药生产＋制剂生产（广义）原料药生产（狭义）制药工程二、制药工程的内容

制剂生产药物生产反响过程别离过程化学反响生化反响含量低〔工序，加工工业〕〔过程，过程工业〕〔上游)〔下游)〔微生物发酵、酶催化，基因工程〕稳定性差3产品质量要求高GMP数据1：原料药生产的别离纯化费用占产品总本钱的比例一般在50～70％。化学合成药的别离纯化本钱一般是合成反响本钱费用的1～2倍，抗生素别离纯化的本钱费用约为发酵局部的3～4倍；基因工程药物的别离纯化费用占总本钱的80~90%。数据2：

抗生素质量百分含量为1～3％；酶为0.1～0.5％；单克隆抗体不超过0.0001％。第一篇反响过程与设备反响器的重要性：核心设备，其结构、操作方式、操作条件影响转化率、质量、本钱等。反响动力学是反响工程学的根底理论之一，主要研究化学反响过程的速率及其影响因素。它包括两方面内容：第一是本征动力学〔微观动力学〕；第二是宏观动力学〔反响器动力学〕。反响器的性能由：传递特性；设计与放大；优化与控制三个方面决定。前言2.连续操作的管式反响器3.连续操作的搅拌釜

二、操作反响器的流动特性——返混1．两个个概念停留时间：它是指反响物从进入反响器的时刻起算到他们离开反响器的时刻为止在反响器内共停留了多少时间。思考：1.停留时间对反响结果的影响？平均停留时间＝V有效容积/反响器内物料体积流量2.上述三种反响器的停留时间特性？停留时间分布：在连续反响器中，同时进入反响器的物料粒子，有的很快就从出口流出，有的那么经很长时间才从出口流出，停留时间有长有短，形成一定的分布，称之为停留时间分布。2.停留时间分布〔1〕年龄分布：从进入反响器的瞬间开始计算年龄，到所考虑的瞬间为止，反响器内的物料粒子，有的已经停留了1S，有的已经停留了10S……。这些不同年龄的物料粒子混在一起，形成了一定的分布。称之为年龄分布。————以某瞬间反响器内的所有物料粒子为研究对象〔2〕寿命分布：从进入反响器的瞬间开始计算寿命，到所考虑的瞬间为止，在反响器出口的物料粒子中，有的在器内已经停留了5S，有的已经停留了8S……。这些不同寿命的物料粒子在出口混在一起，形成了一定的分布。称之为寿命分布。————以某瞬间反响器出口的物料粒子为研究对象〔4〕返混：返混是时间概念上的混合，是反响器内不同停留时间的物料粒子之间的混合，它与停留时间分布联系在一起，有返混就必然存在停留时间分布；反之，如没有停留时间分布，那么不存在返混。〔3〕年龄分布与寿命分布存在一定的联系，一般都是实验测定寿命分布。以后的停留时间分布测定都是测定寿命分布。思考：返混对化学反响的影响？

三、理想反响器〔依据流动情况〕根据返混程度的大小，将流动情况分为：1.平推流2.全混流3.中间流

四、反响器特性考察方法1.物料衡算

2.热量衡算

第二节等温等容过程的反响器一、反响速度及其表达式或通常用于均相反响的速率方程有两类，双曲函数型和幂函数型，双曲型速率式通常由所设定的反响机理而导得，幂函数型速率方程那么是直接由质量作用定律出发的。对于不可逆反响〔2〕

a和b的值是凭试验获得的，它既与反响机理无直接的关系，也不等于各组分的计量系数，只有当反响方程式为基元反响时，它才与计量系数相等。〔1〕式中：a和b分别是反响对组分A和B的反响级数，这些指数的代数和称为总反响级数，它说明反响速率对各组分浓度的敏感程度，a和b越大，那么组分A和B的浓度对反响速率的影响越大。〔3〕a和b只能在其试验范围内应用，可为任何数，但总反响级数在数值上很少到达3。更不可能大于3。〔4〕式中为速率常数，或称为比反响速率，按定义，它与除反响组分浓度外的其它因数有关，如温度、压力、催化剂及其浓度或所用的溶剂等。k0为指前因子或频率因子；E为反响的活化能，因次为J/mol；R为通用气体常数〔R=8.314J/mol·K〕。严格来说，频率因子是温度的函数，它与Tn成正比，但它较之指数项而言，其受温度的影响不显著，可以近似看成与温度无关。二、间歇釜式反响器1．

等温操作的反响时间微元时间内反响掉组分A的摩尔数＝微元时间内组分A减少的摩尔数上式即为间歇釜式反响器的根底设计式。对于液相反响，反响前后物料体积变化不大，可视为等容过程，那么上式变为：由于定容过程有如下关系

代入根底设计式有假设反响物的原始浓度以及反响速度与转化率或浓度的关系，那么利用以上各式，即可求得到达一定转化率所需的反响时间。如，对于一级反响有代入积分有讨论从上式可以看出只要起始浓度相同，到达一定转化率所需的反响时间，只取决于反响速度，而与处理量无关，所以在进行间歇釜式反响器的放大时，只要保证放大后的反响速度与小试时相同，就可以实现高倍数放大。2.反响器容积设反响时间为τ，加料、出料及清洗等辅助时间为τ‘，那么每批操作所需要时间为τ＋τ‘如果生产上要求单位时间处理的物料量为v那么每批操作需要处理的的物料量这称为反响器的装料容积，也称为有效容积〔VR〕，它分为两局部：反响容积和辅助容积。实际生产，由于搅拌、发生泡沫等原因，物料不能装满，所以间歇釜的容积〔VT〕要比有效容积大。此比值称为装料系数，三、连续管式反响器〔活塞流反响器〕——PFR1.设计根底式在管式反响器中，由于物料浓度、反响速度、温度等沿管长而变化。故取微元体积作物料衡算。进入微元体积组分A的摩尔数－离开微元体积组分A的摩尔数＝微元体积内反响掉组分A的摩尔数积分得

在定常态操作，FA0为常数，上式成为

假设进料得体积流量为v0，进料浓度为CA0，那么上式化为

上式即为平推流反响器的根底设计式。上式中的τ称为时间空时，只有在等容过程中，它才等于平均停留时间。〔为什么？〕在等容过程中有

上式也可写成：

2.反响器容积讨论：等容过程，间歇釜式反响器和连续管式反响器的动力学区别？为什么有相同的根底设计式？间歇釜式反响器的根底设计式连续管式反响器的根底设计式在等容过程中，对在相同的反响条件下〔即k相同〕的同一反响，到达相同的转化率，理想连续管式反响器中需要的停留时间与间歇釜中需要的反响时间是相同的，所以，可以用间歇反响器中的试验数据进行管式反响器的设计与放大。对于连续管式反响器的根底设计式或我们可用图形表示如下四、连续釜式反响器〔CSTR〕又称全混釜，其特点是物料一进入反响器，就立即与釜内物料均匀混合，而且反响器内的温度、浓度等参数与出口物料的参数相同，故反响器内各点速度相同，且等于出口转化率时的反响速度。反响器示意图如下：进入反响器组分A的摩尔数－离开反响器组分A的摩尔数＝反响器内反响掉组分A的摩尔数对定容过程有：

代入物料衡算式讨论：连续釜式反响器与间歇反响釜或连续管式反响器的反响容积比较。物料在反响器内的平均停留时间(定容过程)，如以下图所示，图中斜线局部的面积为间歇反响釜或平推流反响器的平均停留时间，所有阴影局部的面积表示的是全混流反响器的平均停留时间。很显然，用点表示的面积为增加的平均停留时间。对同一反响，在相同的条件下，到达相同的转化率，全混流反响器所需要的容积要大得多，所增加的数值与增加的面积成正比。为了克服这个缺点，可以用多釜串连的方法。五、多釜串连反响器单位时间内进入i釜的摩尔数－单位时间内离开i釜的摩尔数＝单位时间内在i釜中反响掉的摩尔数对于液相反响，体积流量为常数，那么有：因此可以利用上式结合反响速度方程式进行逐釜进行计算，直到到达规定转化率为止。对于一级反响，且各容积相等的釜有第三节反响器型式及操作方式的选择选用反响器型式及操作方式的依据是：用同样数量的原料能生产出最多的产品，而且反响器的容积要小。一、简单反响1.间歇反响器与平推流反响器假设为等容过程，那么根底设计式相同间歇反响器与平推流反响器所需的容积相同，但因为间歇反响器中存在辅助时间与装料系数，所以它需要的总容积较平推流反响器为大。因此对于反响时间很短，辅助时间相对较长的反响来说，选用管式反响器较为适合。2.间歇反响器与全混流反响器对于一级反响有：间歇反响器：全混流反响器：如要使全混流反响器需要的容积小于间歇式反响器，即满足以下条件：所以由上式可以看出：当辅助时间的长短超过某一值后，间歇反响釜需要的容积将大于连续反响釜；对于速度很快的反响，辅助时间即使很短，间歇反响釜需要的容积也会大于连续反响釜，所以对于反响速度较快，辅助时间相对较长的反响，不适宜采用间歇操作。3.全混流反响器与平推流反响器引入容积效率＝平推流反响器所需容积/全混流反响器所需容积即零级反响：一级反响：二级反响：用图形表示如下4.多釜串连反响器与平推流反响器对于一级反响，N个等容积的串联釜，可由多釜串联设计式求得在每一釜中的停留时间为：假设令平推流反响器需要的容积与多釜串联反响器需要的容积之比称为多釜串连反响器的容器效率，那么多釜串联反响器的容积效率为：将上式绘图如下由图可见，N=1，即单个连续釜的η最小；N=∞,即当釜数为无限多时，η＝1，多釜串联的总容积就等于理想管式反响器的容积。当釜数少时，增加釜数，η增加较大，当釜数较多时，再增加釜数，效果越来越小。在生产中，釜数一般不超过4个。综上所述，对简单反响，选择反响器型式原那么：1.对零级反响，选用单个连续釜和管式反响器需要的容积相同，而间歇釜因有辅助时间和装料系数，需要容积较大。2.反响级数越高，转化率越高，单个连续釜需要的容积越大，可采用管式反响器。如反响热效应很大，为了控制温度方便，可采用间歇釜或多釜串连反响器。3.液相反响，反响慢，要求转化率高时，采用间歇反响釜。4.气相或液相反响，反响快，采用管式反响器。5.液相反响，反响级数低，要求转化率不高，或自催化反响，可采用单个连续操作的搅拌釜。二、复杂反响1.平行反响设A的分解反响为一平行反响：反响速度方程式为：那么选择率在一定的反响温度下，k1、k2都是常数，即大，就要使大，当〔即主反响的级数较高〕时，那么CA大，R的收率高，反之，时，那么CA小，R的收率高。要使CA保持较高，可采用以下方法：①采用间歇釜或管式反响器；②采用较低的单程转化率；③用浓度较高的原料。要使CA保持较低，可采用以下方法：①采用全混釜，并使转化率高些；②用局部反响后的物料循环，以降低进料中反响物的浓度；③参加惰性稀释剂。当时，＝常数，与浓度无关，所以反响器型式不影响R的收率，此时，只能靠改变反响温度或催化剂来提高R的收率。2.连串反响例如：假设反响速度为那么选择性当R是目的产物时，要使R的收率高，即大，就要设法使CA大，CR小，可采用间歇釜，管式反响器或多釜串联反响器。当S是目的产物时，要使S的收率高，即小，就要设法使CA小，CR大，可采用单个连续釜。

3.连串—平行反响对A来说是串联反响：对B来说是平行反响：假设R为目的产物，那么应控制B的参加速度，掌握好反响时间，使R的收率最高。三、全混釜与管式反响器的配合使用当反响速度随反响物浓度的变化出现最大值时，最好采用全混釜使反响在反响速度最大的浓度下进行，然后再用管式反响器使反响到达最终转化率，这样可使反响器需要的容积最小。如自催化反响：产物R起着催化作用，因此反响速度开始随着反响物浓度A下降而增大，到达最大值后，随A的浓度的下降而减小，这样，就可以先用一个全混釜使反响在最适宜的CA下进行，再串联一个管式反响器，将CA降低到最终转化率的要求。第四节停留时间分布及其测定

一、停留时间分布的数学描述

1.分布密度函数与分布函数

如果在某瞬间〔τ=0〕同时进入反响器N份物料，经过时间τ后，在设备出口处开始测定，测定时间段，总共测定出物料有ΔN份，那么停留时间为的物料占进料的分率为：上式为离散型的停留时间分布，如果将观测的时间间隔缩短到非常小，得到的将是一条连续的停留时间分布曲线，如以下图所示。图中曲线下的微小面积表示停留时间在τ和τ＋dτ之间的物料占τ＝0时进料的分率，其中E〔τ〕称为停留时间分布密度函数，显然有：

假设停留时间从范围内的物料占进料中的分率为F〔τ〕表示，那么F〔τ〕称为停留时间分布函数。它的定义是针对出口物料中，已在反响器内停留时间小于τ的物料在进料中所占的分率。用图形表示如下2.停留时间分布函数的特征值

1.平均停留时间

概率中的数学期望代表平均值，所以平均停留时间可用下式表示：

或平均停留时＝V有效容积/反响器体积流量用数学期望求得的平均停留时间与用VR/v求得比较，更能代表实际情况。2.方差

概率分布中，离差平方的平均值称为方差，它表示随机变量取值的分散程度，所以停留时间分布函数的方差为：方差表示停留时间分布曲线的离散程度，越大，停留时间分布越分散，返混程度越大。3.以无因次时间表示的停留时间分布

为了方便起见，常采用用θ表示的停留时间分布。，称为无因次停留时间。此时有以下三种关系。①平均停留时间②分布密度函数E〔θ〕与分布函数F〔θ〕因为停留时间在区间内的粒子，其无因次停留时间必在区间内，所以有：于是可得：③方差

以后将会证明，平推流的〔没有返混〕，全混流的〔返混最大〕，中间流〔返混介于两种理想流型之间〕。所以，用评价停留时间分布的离散程度要比明确，它可以定量地描述流动情况偏离理想流动的程度。二、停留时间分布的测定

1．脉冲法测定

当设备内物料流动到达定常态后，在某瞬间将示踪剂一次注入进料中，同时开始分析出口物料中示踪剂浓度的变化。因为瞬间注入示踪剂量很少，其参加不会影响原来的流况，所以示踪剂的停留时间分布就是物料的停留时间分布。即，所以2.阶跃法测定

使物料〔不含示踪剂，称为流体1〕以定常的流量流过反响器，自某瞬间〔τ＝0〕起，突然将其切换为含示踪剂浓度为C0的物料〔称为流体2〕，并保持流量不变，同时开始测定出口处示踪剂浓度随时间的变化。作业：P45/15，17，19

第五节流动模型与停留时间分布一、理想流动模型的停留时间分布1.平推流模型有或

,

2.全混流模型设反响器的容积为物料的体积流量为到达定常流动后，从某瞬间开始，将进料切换为含有示踪剂〔浓度为C0〕的物料，在切换的时间内，对全釜作物料衡算。进入的示踪剂量－离开的示踪剂量＝积累的示踪剂量别离变量积分得：

二、描述非理想流动得模型多釜串联模型用几个等容积全混釜得串联来模拟实际反响器中的流动情况，即假设实际反响器中得返混程度与N个等容积全混釜串联时得返混程度相同，N是虚拟釜数，不一定是整数，它就是多釜串联模型的模型参数。此外，多釜串联模型还假设N个虚拟釜的总容积等于实际反响器的容积，所以每个虚拟釜中的停留时间为实际反响器中停留时间的1/N。对系统参加脉冲示踪剂A后，对每个釜作示踪剂的物料衡算。最后可得出：其方差为：可见，当N＝1时，即为全混流模型。时，即为平推流模型

当多釜串联模型的E〔θ〕曲线多釜串联模型的F〔θ〕曲线当实际反响器中的流动情况偏离平推流或全混流模型不大时，可实验测出其停留时间分布，求出方差，取其倒数即为虚拟釜数，于是即可按多釜串联反响器的公式计算转化率。例：第二章搅拌釜式反响器第一节搅拌釜中的流动与混合一、混合效果的度量1.均匀度假设将A、B两种液体，各取体积VA、VB置于一容器中，那么容器内A、B的平均浓度〔体积％〕分别为，；，。经过一定时间的搅拌后，在容器中各处取样分析，假设混合均匀，那么混合液中各处的A、B浓度均分别为CA0、CB0；假设混合尚未均匀，那么各处的浓度CA或大于CA0，或小于CA0；CB亦然。CA〔或CB〕与CA0〔或CB0〕相差越大，表示混合越不均匀。令：当〔CA<CA0时〕〔当CA>CA0时〕或称为均匀度。显然，当混合均匀时I＝1；不均匀时，I<1。I偏离1越远，反映了混合越不均匀。所以，均匀度可以表示混合状态偏离均匀状态的程度。假设同时在混合液中各处取m个样品，分别测出CA值，求得I值，那么混合液的平均均匀度应为，可用来度量全部液体的混合效果。2.宏观均匀与微观均匀ab同一个混合状态，其均匀度是随取样尺寸而变得。就上述两种状态，就设备尺寸来说，两者都是均匀的，称为宏观均匀；从微团尺度上来说，两者具有不同的均匀度；从分子尺度上来说，两者都是不均匀的。只有当微团消失，才能到达分子尺度上的均匀，即微观均匀。二、混合的机理1.总体流动——宏观均匀

2.湍动程度——微观均匀三、提高混合效果的措施1.消除打旋现象〔1〕加设挡板全挡板条件〔即使再增加附件，搅拌器的功率也不会增大〕即：〔2〕偏心安装2.加设导流筒釜中设置导流筒，可以严格地控制流动方向，使釜内所有物料均通过导流筒内的强烈混和区，既提高了混和效果，又有助于消除短路和死区。四、搅拌功率与混和效果为了到达宏观上的均匀，必须有足够强大的总体流动，即流量要足够大；为了到达小尺度上的均匀，必须提高总流的湍动程度，即压头要足够大。可见，为了到达一定的混和效果，搅拌器必须提供足够大的流量V和压头H，即必须向搅拌器提供足够的功率P〔P=ρgVH〕。影响搅拌功率的几何因素有：搅拌器的直径d搅拌器的叶片数、形状以及叶片长度l和宽度B容器直径D；容器中所装液体的高度h；搅拌器距离容器底部的距离h1；挡板的数目及宽度b；对于特定的搅拌器，通常以搅拌器的直径d为特征尺寸，而把其他几何尺寸以无因次的比照变量来表示。，

······影响搅拌功率的物理因素有：液体的密度ρ、粘度μ、搅拌器的转速n等。由上述可知，对安装挡板的搅拌装置，搅拌功率P应是ρ、μ、n、d以及······等的函数，即

式中共含5个有因次的物理量，根据定理〔该过程的无因次准数的数目I等于变量数与根本因次数之差。此题为5－3＝2〕，假设选定因次独立的三个物理量ρ、n、d作为初始变量，利用因次分析法可将上式化为无因次形式。式中称为功率准数K；

称为搅拌雷诺数ReM。对于一系列几何相似的搅拌装置，比照····变量都为一常数。上式可化间为或

其中

这样，在特定的搅拌装置上，由上式安排试验不难测得准数K与搅拌雷诺数的关系。当流动进入充分湍流区时，即ReM>104，K为与Re无关的常数。此时搅拌功率搅拌器的流量取决于面积速度的乘积，即

而搅拌器在湍流区的功率为

再由

可知

所以

在搅拌功率一定的情况下，为一定值，那么

将上述关系分别代入〔1〕中，得上式说明，在等功率条件下，采用大直径、低转速得搅拌器，更多的功率消耗于总体流动，有利于宏观混和；采用小直径、高转速的搅拌器，那么更多的功率消耗于湍动，有利于小尺度上的混和五、混和时间根据研究，混和时间大致等于釜内物料循环时间的4倍，即式中：混和时间秒或小时；VR装料容积m3；V搅拌器的流量〔泵送能力〕m3/h或m3/s；搅拌器的流量与其直径的3次方和转速的1次方成正比，即在湍流区，对一定几何形状的桨叶，其KV值为一常数

第二节搅拌器的选型与放大了解有关的工艺过程对于搅拌器的液体流型、循环量及压头大小等方面的要求，从而定出叶轮尺寸和转速大小的合理配合。一、搅拌器的型式a.螺旋桨式搅拌器特点：高转速，叶端圆周速度一般为5～15m/s。适用于粘度小于2Pa•s液体的搅拌。液体作轴向和切向运动，需安装挡板抑制切向的圆周运动。这种流动总体流动的湍动程度不高，但循环量大，因此适用于以宏观混和为目的的搅拌过程，尤其适用于要求容器上下均匀的场合。1.高转速搅拌器b.涡轮式搅拌器特点：转速较高，叶端圆周速度一般为3～8m/s，适用于粘度小于50Pa•s液体的搅拌，液体作径向和切向运动，并以很高的速度由出口冲出，流向壁面，分成上下两路回流入搅拌器，形成循环总体流动。必须安装挡板抑制切向的圆周运动。与推进式搅拌器相比，它所造成的总体流动回路较为曲折，出口的绝对速度大，桨叶边缘附近的湍动程度大。更适应于要求小尺度均匀的搅拌。特点：垂直安装的桨叶〔平桨〕可使液体沿径向和切向运动，可用于简单的液体混合、固体悬浮和溶解以及气体的分散。但轴向流动范围小，故当釜内液位较高时，应在同一根轴上安装几个桨叶搅拌器或于螺旋搅拌器配合使用。因径向范围大，适用于高粘度液体的搅拌。a.桨式搅拌器2.大叶片低转速搅拌器b.框式和锚式搅拌器特点：其产生的剪切作用很小，但搅动范围很大，不会产生死区，适用于高粘度液体的搅拌。c.螺带式搅拌器特点：因在搅拌时会产生液体的轴向流动，所以混合效果较框式和锚式为好。二、搅拌器的选型低粘度均相液体的混合一般的搅拌器均可，推进式的循环速率大且消耗动力少，最合用；桨式的转速低，消耗功率小，但混合效果不佳；涡轮式的剪切作用强，但功率消耗大。2.分散〔非均相液体的混合〕涡轮式搅拌器的剪切作用和循环速率大，用于此类操作效果最好。特别是平直的比折叶和弯叶更适宜。而弯叶涡轮可以节省动力。3.固体悬浮4.固体溶解低粘度液体、容易沉降——涡轮式搅拌器〔开启〕固液比重差小，不易沉降——推进式固液比大或不易沉降——桨式或锚式搅拌器大量溶解——涡轮式搅拌器小量溶解——推进式5.气体吸收6.传热7.高粘度操作8.结晶圆盘涡轮搅拌器小热量——夹套＋桨式搅拌器中等热量——夹套＋桨式搅拌器＋挡板大热量——蛇管＋涡轮〔推进式〕搅拌器＋挡板锚式或框式或螺带式小直径、高转速——小晶粒；大直径、低转速——大晶粒；三、搅拌器的放大保持搅拌雷诺数不变不变，即2.保持叶端圆周速度nπd不变3.保持单位体积所消耗的搅拌功率P/V不变在湍流区域，，那么4.保持传热膜系数不变通用的传热膜系数的关联式为：对于采用相同流体和温度的几何相似系统可得：注意：在保持传热膜系数不变的情况下放大，叶端圆周速度和P/V等重要变量的改变都不大，而这三者对于间歇反响器是尤为重要的。结论：至于具体的搅拌过程究竟采用哪个放大准那么比较适宜，需通过逐级放大试验来确定。在几个〔一般为3个〕几何相似大小不同的试验装置中，改变搅拌器的转速进行试验，以获得同样满意的生产效果，然后按上述原那么判定哪个较为适用，并据此放大准那么外推求出大型搅拌装置的尺寸和转速等。例见书。第三节搅拌功率一、均相液体的搅拌功率设有一片桨叶通过液体作运动，液体与桨叶的相对速度以平均速度表示，那么作用于桨叶的力为：〔?化工原理?，〕因为故有克服此力所需的功率等于力乘以平均速度：即将搅拌功率除以称为功率准数，以NP表示〔有时也用K表示〕因为那么有与流体在管道中的流动类似，应与搅拌器型式和流体流动有关，所以有：其中

对于一定型式的搅拌器，那么有此时如前节所述。根据Re的大小，搅拌釜内的流动情况分为层流、过渡流和湍流，如果用函数来表示，就可对每一种指定型式的搅拌器功率曲线分段求出搅拌功率的关联式。层流区〔Re<10〕不同型式搅拌器的功率曲线都成直线，且斜率相同，m=-1；同一型式几何相似的搅拌器，不管有无挡板，其NP～Re在同一直线上，即挡板对搅拌功率无影响。

将与结合，有2.完全湍流区〔Re>104〕无挡板时，因自由外表下降成漏斗状，空气被吸入液体中，使液体的密度减小，所以搅拌功率消耗降低，NP随Re的增大而减小，其功率消耗可由功率曲线求得。有挡板时，NP与Re无关，即NP＝K有

此时K值是在的情况下测得，如实际设备中那么应校正：其中

一般情况下，不管是否有挡板，层流、过渡流、湍流，搅拌功率都可有功率曲线求得。二、非均相液体的搅拌功率对于非均相液体，先算出平均密度和平均粘度，再按均相液体的方法来计算搅拌功率。液液相搅拌a.平均密度其中代表体积分率，下标代表不同液体。b.平均粘度当两项液体的粘度均较小时：2.气液相搅拌搅拌釜中通入空气，由于搅拌器周围的液体密度减小，搅拌需要的功率显著下降，其降低程度与通气量Q〔m3/min〕及循环量V〔m3/min〕有关。因为所以常用通气准数来关联通气对搅拌功率的影响。有下面3种方法：关联式：Na<0.035Na>0.035其中，分别代表通气与不通气时搅拌功率。

b.关联图将Na准数与/标绘，可由Na查出/然后求出Pg。c.计算式：对于密度800～1650kg/m3、粘度9*10－4～0.1Pa·S，外表张力7.35～729N/m的液体，有如下的就算公式：，n：转速，rpm；d：搅拌器直径，m；Q：通气量，m3/min；Kg：常数，当D/d=3时，Kg＝0.157；当D/d=2.5时，Kg＝0.113；当D/d=2时，Kg＝0.101；此式适用于涡轮搅拌器、多层搅拌器及非牛顿液体的搅拌的场合。d.准数方程式：此式适用于各种情况。3.固液相搅拌当固体颗粒的量不大时，可近似地看作是一均一的悬浮状态。取平均密度和粘度来代替原有液相的密度和粘度，按均相液体的搅拌进行计算。平均密度：其中代表体积分率，下标代表液体和固体

平均粘度：当当液相粘度；固体颗粒于液体的体积比。三、非牛顿液体的搅拌功率因牛顿液体服从牛顿粘性定律，即：

非流顿型液体，一般遵循Ostwald的幂指数规律，即当m=1，K＝当m<1，称为假塑性液体；大多数高聚物溶液等。当m>1，称为胀塑性液体；固体含量高的悬浮液等为牛顿型液体按照粘度的定义，对非牛顿液体仍可定义剪切应力与剪切率的比值，称为表观粘度，以表示：假塑性液体，表观粘度随剪切率的增大而减小；胀塑性液体，表观粘度随剪切率的增大而增大。而搅拌器内的平均剪切率与搅拌器的转速成正比：带入上式有：用计算得到的平均表观粘度带入Re中，即于是就可以利用计算牛顿液体的搅拌功率的关联式来求出实际介质的中的搅拌功率。第四节搅拌釜的传热一、温度对化学反响的影响温度对反响速率的影响由阿累尼乌斯经验式：式中的活化能E不仅是反响难易程度的衡量，也是反响速度对温度敏感性的标志。上式取对数：如将lnk对1/T作图那么为一直线。有如下结论：a.活化能大的反响，反响速率对温度较敏感，活化能小的反响，不太敏感；b.对一定的反响〔E值一定〕，低温时反响速度对温度敏感，高温时不太敏感。对于简单反响，反响速度是温度、浓度的函数。例如，对于简单可逆放热反响，在浓度不变的情况下，随着温度的增大，反响速率增大，而当温度增大到一定程度，此时逆反响占优，总的反响速率反而下降，故在浓度不变的情况下，反响速率对反响温度存在一最大值，亦即存在最正确反响温度。如以下图的其中任一一条曲线。如果对于浓度变化的非稳态操作，如果使浓度的变化，使反响温度随着对应浓度的最正确反响温度变化，那么反响速率一直处于最大状态，那么反响容积最小。对于不可逆反响和可逆吸热反响，反响速度总是随着温度的升高而加快，他们的最正确温度也是工艺上所允许的最高温度。2.温度对选择性的影响对平行反响：假设反响速度为那么选择率：可见，当E1>E2时，温度升高，选择性增大；当E1<E2时，温度升高，选择性减小。因此，提高温度有利于活化能大的反响；降低温度，有利于活化能小的反响。二、搅拌釜的传热装置夹套如果是加热介质是水蒸气，进口管应靠近夹套上端，冷凝液从底部排除；如果传热介质是液体，那么进口管安排在底部。夹套的高度一般应比釜内液面高出50～100mm，以保证充分传热。夹套的上端开有不凝气的排出口。2.蛇管当需要的传热量大时，或釜体内衬有橡胶、瓷砖等隔热材料而不能采用夹套传热时，可采用蛇管传热。蛇管浸在物料中，热损失小，传热效果好。排列密集的蛇管能起到导流筒和挡板的作用，强化搅拌，提高传热效果。但蛇管检修麻烦，对含有固体颗粒的物料和粘稠物料容易堆积和挂料，以至于影响传热效果。三、搅拌釜的传热计算釜内物料与夹套〔蛇管〕内的物料之间的传热系数可由下式计算：釜侧传热膜系数一般是将包含釜侧传热膜系数的努赛尔准数Nu与雷诺准数Re及普朗特准数Pr关联成如下的函数式：关联式中为校正项。分别为流体在釜内总体温度下与壁面温度下的粘度。L为特征长度

2.夹套侧传热膜系数当夹套内通蒸汽时，蒸汽的冷凝膜系数可取7500W/(m2·K)当夹套内通冷却水时，其传热膜系数可用下式计算：Re<3600Re>36003.蛇管侧传热膜系数流体在弯管内流动，由于离心力的作用，扰动加速，使传热膜系数较直管内增大。可用下式计算：d——蛇管管子内径De——蛇管圈直径流体在直管内的传热膜系数流体在蛇管内的传热膜系数

当Re>10000、<0.002Pa·S时

其定性温度为进出口温度的算术平均值。当粘度较大，且Re>10000、Pr=0.5~100时

当管内走冷却介质，可取管内走加热介质，可取四.非牛顿液体的传热膜系数搅拌介质为非牛顿液体时，计算传热膜系数的关键在于确定被搅拌液体的平均表观粘度。可由计算表观粘度。然后按计算牛顿液体的有关公式进行计算。第五节间歇反响釜的工艺计算一、反响釜的物料衡算收率＝选择性×转化率二、反响釜容积与个数确实定给定VT，求n每天需要操作的批数为：而每天每个反响釜可操作的批数为：因此，生产过程中需用的反响釜个数为：通常由上式计算的nP不为整数，须圆整成整数，这样反响釜的生产能力较设计要求提高了，其提高程度称为生产能力的后备系数，以表示，即，后备系数通常在1.1～1.15为适宜。2.给定n，求VT如先确定反响釜的个数，那么由下式：取1.1～1.15。三、反响釜直径与高度确实定一般搅拌反响釜的高度与直径之比H/D＝1.2左右。釜盖与釜底采用椭圆形封头。封头容积，不包括直边高度的容积在内。那么有：四、设备之间的平衡通常要求不同批号的物料不相混，这样就应使各道工序每天操作的批数相同，即为一常数。第六节连续反响釜的热稳定性一、全混釜的热量平衡在连续操作的反响釜内，温度均一且不随时间变化，所以，可以对整个反响釜作单位时间内的热量衡算。即：反响的放热速率曲线为了简单起见，下面讨论一级不可逆反响的放热速率曲线。由全混釜的物料衡算式：和速率方程：

代入上式有

代入Qr有2.除热速率曲线所以，除热速率与反响温度成直线关系，随参数值的不同，直线有不同的斜率和截距。而放热曲线为S形曲线，二者的交点的横坐标为稳态操作的温度。随着参数不同，反响器可有多个稳态操作点。如以下图所示。第三章其他型式反响器第一节管式反响器一、管式反响器的特点、型式和应用特点：一般用于连续操作，结构简单，加工方便，单位容积的生产能力高，传热面积大，耐高压，易于控制管理。应用范围：一般应用于均相反响——气相和液相。型式：1.水平或垂直的管式反响器2.盘管式反响器3.U型管式反响器二、变温等容过程管式反响器的计算1.等温等容过程管式反响器的计算等温等容过程反响器的设计，需要联解动力学方程式和物料衡算式，而非等温反响，由于动力学方程式中的反响速率随着温度的变化而变化，反响器内温度的变化、与外界热量的交换，需通过热量衡算才能确定。因此设计非等温过程的反响器，需联解动力学方程、物料衡算式和热量衡算式。2.变温等容过程管式反响器的计算对微元体积dV建立热量衡算，可得：反响物经过微元体积后热量变化为：将上述各式代入热量衡算式有：此即平推流管式反响器热量衡算的一般式。对于等温过程dT=0，有对于绝热过程现讨论绝热过程管式反响器容积的计算方法。假设在反响器中，过程的转化率从变化到，相应于物料的温度从如果忽略反响过程中物料摩尔数的变化，那么上式积分右边有：变化到T，令那么有称为绝热温升系数，其物理意义是当物料总进料的摩尔流量为1时，反响物A全部转化后使物料温度升高的度数。如果知道关系，结合动力学方程和物料衡算式，便可求出到达一定转化率所需的管式反响器容积。三、等温变容过程管式反响器的计算对于变容过程，一般总压变化不大，故可以视为定压过程①膨胀因子对于反响：〔均为气相〕当τ＝0时nA0nB000当τ＝τ时nAnBnRnS故τ＝0时反响前物系的总摩尔数为而τ＝τ时反响前物系的总摩尔数为假设令那么那么称为膨胀因子，其物理意