年产 393 吨甲磺酸培氟沙星原料药车间工艺设计正文

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1、年产 393 吨甲磺酸培氟沙星原料药车间工艺设计正文第六章 设备选型6.1 选型方法和原理6.1.1 设备选型的目的化工生产是原料通过一系列的化学、物理变化的过程，其变化的条件是化工设备提供 的。因此，选择适当型号的设备、设计符合要求的设备，是完成生产任务、获得良好效益的 重要前提。6.1.2 设备选型的依据设备的选择是根据物料衡算、 能量衡算的数据进行的， 根据物料衡算的数据可以从 化工工艺设计手册上查取并选择所需的设备型号，在根据其所对应的参数结合能量衡算 的数据对所选设备进行校核，使其经济上合理，技术上先进，投资省，耗材料少，加工方便， 采购容易，运行费用低，水电汽消耗少，操作清洗方便，

2、耐用易维修。6.1.3 设备选型基准 根据各单元操作反应的周期，计算出生产批次，在由总体积计算出单批生产体积，以此 数据查找化工工艺设计手册 ，对设备进行选择。6.1.4 假设或经验工艺参数在甲基化反应岗位中假设甲酸每秒钟的回流量为其总质量的：0.05% 在甲基化结晶岗位中假设氨挥发量占其投入总量的：1% 在成盐反应岗位中假设乙醇每秒钟的回流量为其总质量的：0.05% 在精制反应岗位中假设乙醇每秒钟的回流量为其总质量的：0.05%在甲基化回流岗位中假设甲醛挥发量占其投入总量的：100%Q5+Q6= 0% Q5 6 总填料系数= 0.56传热模系数=895.98 KJ/（m2hC）6.1.5 主

3、要岗位的操作周期岗位名称甲基化中和成盐结晶精制结晶操作周期（min）300750144200902006.2 常规设备的选型6.2.1 甲基化反应釜的选型计算公式（甲基化周期300min,反应时间150min,辅助时间150min）V =m / P= 714.76塔塔塔v甲酸m甲酸/p = 1257.16甲酸V甲醛=m甲醛/m = 473.82甲醛V =m/p= 859.01乙醇 乙醇乙醇V =m /p= 1094.63水水水V =工 Vi ：4388.98日理论最大生产批次=24 X 60/300=4.8因日生产批次必定为整数结合实际生产情况，取日生产批次 = 3.4 4.8填料系数= 0.

4、56单批生产需釜体积=总/ (批次X填料系数)=2612.48搪玻璃 K 式反应罐: 3000 L 换热面积: 8.9 m2传热模系数：895.98 KJ/(m2hC)【核算】物料的初温为： 25C物料的末温为： 102C蒸汽的初温是： 120C蒸汽的末温是： 110C根据设备的热量平衡方 程式： Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6 式中QI物料带入到设备的热量，kJ；Q2加热剂或冷却剂传给设备和所处理物料的热量，kJ；Q3过程热效益，kJ；Q4物料离开设备所带走的热量，kJ；Q5加热或冷却设备所消耗的热量，kJ； Q6设备向环境散失的热量，kJ；由前述能量衡算可知：以进料口为基准 Q1= 0

5、Q3= 2561732.918 KJ加热终态温度为：55 CQ4=Emicit= 346909.54 KJQ =Q4+Q5+Q6由前述假设可得:故 Q5+Q6= 38545.50 KJQ2=Q4+Q5+Q6-Q1-Q3= -2176277.868 KJtm=(T1-t1)-(T2-t2)/ln(T1-t1)/(T2-t2)= 35.16A=Q2/(批次 K t tm)= 8.216 V 8.96.2.2 甲基化蒸馏罐的选型计算公式(工作周期350min,反应时间200min,辅助时间150min)V =m / p = 752.11甲基物 甲基物甲基物V 甲酸=m /p= 1370.65甲酸 甲

6、酸 甲酸=m甲醛心甲醛=25347V =m /p = 859.01乙醇 乙醇 乙醇V =m /p = 1094.63水 水 水v =工 Vi = 4329.81总日理论最大生产批次=24 X 60/350=4.11因日生产批次必定为整数结合实际生产情况， 取日生产批次= 3 4.11 填料系数= 0.56单批生产需釜体积=V / (批次X填料系数)=2577.26总搪玻璃 K 式反应罐：3000 L换热面积: 8.7 m2传热模系数:895.98KJ/( m2hC)【核算】 物料的初温为: 40C 物料的末温为: 102C 蒸汽的初温是: 120C 蒸汽的末温是: 110C 根据设备的热量平衡

7、方程式： Q1+Q2+Q3=Q4+Q5+Q6式中QI物料带入到设备的热量，kJ；Q2加热剂或冷却剂传给设备和所处理物料的热量，kJ； Q3过程热效益，kJ；Q4物料离开设备所带走的热量，kJ；Q5加热或冷却设备所消耗的热量，kJ； Q6设备向环境散失的热量，kJ；由前述能量衡算可知： 以进料口为基准 Q1= 0Q3= 1844206.85 KJ加热终态温度为：102 CQ4=E mct= 715040.0512 KJiiQ =Q4+Q5+Q6由前述假设可得:故 Q5+Q6= 79448.89 KJQ2=Q4+Q5+Q6-Q1-Q3= -1049717.91 KJ tm=(T1-t1)-(T2-

8、t2)/ln(T1-t1)/(T2-t2)= 31.2692A=Q2/(批次 K t tm)= 3.75 V 895.986.2.3 中和反应釜的选型计算公式(工作周期750min,中和，结晶时间600min,辅助时间150min)V =m / p = 752.11 甲基物 甲基物 甲基物V =m/ p= 421.81氨水氨水氨水V =m/p= 687.21乙醇乙醇 乙醇V 甲酸m / p 严 822.41甲酸甲酸 甲酸V =m /p = 1817.05水 水 水j = Y Vi = 500.59总 由于中和，结晶岗位的生产受甲基化岗位的限制，故其生产批次= 3 填料系数= 0.56单批生产需

9、罐体积=V总/ (批次x填料系数)=2668.83 搪玻璃 K 式反应罐: 3000 L【核算】 其方法同上(略)6.2.4 成盐反应釜的选型计算公式(成盐周期150min,反应时间lOOmin,辅助时间50min)V =m / p = 752.11甲基物 甲基物 甲基物V =m / p = 2O1.89甲烷磺酸甲烷磺酸甲烷磺酸V =m /p = 5391.18乙醇 乙醇 乙醇V =m /p = 1193.O3水 水 水v =工 Vi =7538.21 总最大理论批次=24X60/150= 9.6填料系数=0.56 结合实际反应情况取日批次= 3 0.8,可见用单壳程单管程合适。因此，平均温差

10、 tm=tmz=22.0 C 按经验数值初选总传热系数k （估）0选取 k （估）=120 W/ （m2 K）0 初算出所需传热面积s （m2）0S0 =Q/ k （估） = 5.90c、主要工艺及结构基本参数的计算 换热管规格及材质的选定选用25mm X 2.5mm 钢管 内径（m m）di= 0.02外径（mm） d = 0.0250 换热管数量及长度的确定管数（根）n=4V/u n d2= 35i管长（m）l = s /n n d = 2.1400按商品管长系列规格，取管长（m） L= 3 管子的排列方式及管子与管板的连接方式的选定管子的排列方式，采用正三角形排列；管子与管板的连接，采用

11、焊接 计算外壳内直径 Di（ m）由于管中心距（mm） t=1.25 d = 320横过管束中心线的管数 nc=1.1Xn1/2= 6.5 取整（根） nc= 6管束中心线上最外层管的中心至壳体内壁的距离（m）:b =1.5d0= 0.038 故: Di=t（nc-1） +2b = 0.235按壳体直径标准系列尺寸圆整，取 D= 325 mm 计算实际传热面积s （ m3 ）及过程的总传热系数k （选）（W/ （ m2K） 00s =n n d0 （L-0.1） = 8 k （选）=Q/ s tm= 890 0 0 折流板直径Dc，数量及其有关尺寸的确定选取折流板与壳体间的间隙为（mm）: 2

12、.0折流板直径（mm） Dc=325-2X2.0= 321切去弓形高度（mm） h=0.25D= 81.35 取折流板间距（ mm） h0= 300折流板数量 NB=（L-0.1） /h0-1= 8.6取整得: （块） NB= 9实际折流板间距（mm）: h= （3000-100） /（9+1）= 290 拉杆的直径和数量与定距管的选定选用12mm钢拉杆，数量6条。定距管采用与换热管相同的管子，即25mmX2.5mm钢 管。 列出所设计换热器的结构基本参数外壳直径（mm）: Di= 325换热面积（m3）: S0= 8换热管数量（根） ：N= 35 管长（ mm） ：L= 3管子规格:025m

13、m X 2.5m m（钢管） 管中心距（ mm） ：t= 32管子排列方式：正三角形管程数：1壳程数：1 折流板数量（块） ：9 折流板间距（ mm） ：h= 290拉杆数量（根） ：6拉杆直径（mm）: 12定距管：与换热管相同规格通过管板中心的管子数：nc= 6d、换热器主要构件尺寸与接管尺寸的确定 换热器的主要构件有封头，筒体法兰，管板，筒体，折流板（或支承板），支座等。 主要接管：流体进、出口接管，排气管，排液管等。 筒体（壳体）壁厚的确定 选取设计压力（Mpa） P= 0.6 壳体材料为Q235，查得其相应的许用应力（Mpa） 。= 113 焊缝系数巾=0.65 （单面焊）腐蚀裕度（

14、mm） C= 3.5=PDi/（2（jP）+C= 4.8根据钢板厚度标准，取厚度为6mm钢板，即5（壳）=6 mm 封头、筒体法兰、管板、支座均可在化工工艺设计手册中查取标准， 此处不详述了。 流体进、出口接管的直径计算（m）d= （4Vs/nu） 1/2乙醇蒸汽进、出口接管 d ，取 u1= 15 m/s1故：d = 0.1371经圆整采用0299mmX6mm热轧无缝钢管(YB231-64)，实际乙醇蒸汽进、出口管内流速为：u1=4XVs/(n d2)= 3.39m/s冷却水进、出口接管d2，取u2= 1.5 m/s故： d2= 0.000540114经圆整采用095mmX6mm热轧无缝钢管

15、(YB231-64)，实际冷却水进、出口管 内流速为：u1=4X Vs/ (n d2 ) = 0.12 m/se 管、壳程压降的校验 管程压强降EAPi=(AP1-AP2)FtNsNp据上述结果可知：管程数Np=1，串联壳程数Ns=1；对于025mmX2.5mm的换热器， 结构校正系数为 Ft= 1.4换热器为单管程，492= 0流体流经直管段(包括进、出口)的压力降为：P1=(九 /d+Ee+Ec)P u 2/2=(九 /d+1.5)P u 2/21 1 1 1Gi= W / (3600X(n/4)Xdi2Xn) = 14.761Rei=diGi/y= 387.40取& = 0.2 mm那么

16、 /di= 0.001可查的入=0.027故：491=(九 /d+1.5)Pui2/2= 819.18 Pa1因此：工 APi=(AP1-AP2)FtNsNp= 1146.852 V3920Pa 故：管程流体压强降满足要求。 壳程压强降(冷却水走壳程)工P0=(4P1 -P2 )FsNs其中流体流经管束的压强降：P1 =Ff0Nc ( N +1)p u 2/2B0由于，管子排列方式对压强降的校正因子， F= 0.5(正三角形排列)壳程流体的摩擦系数： f0=5Re-0.228 横过管子中心数： Nc= 6 根折流板数： N = 9 块B由 Re0=deu0 P2/u de=4 (31/2/2t

17、2-n/4d02) /nd0= 0.0202 mu =Vs/(hD(1-d0/t) )=Vs/(h(D-ncd0)= 0.0123 m/s0Re0=deu p2/u = 326.27 5000f0=5Re-0.228= 1.34P1 =FfONc (NB+1)P u 2/2= 3.020P2 =NB (3.5-2h/D)P u 2/2= 1.160Ns= 1 (单壳程)Fs= 1.15 (液体)所以：工P0=Fs(AP1 +AP2Z )= 4.80 V3920Paf、总传热系数的校验总传热系数由下式计算：1/K0 (计)=1/ a 0+Rso+bd / 入 dm+Rsid /di+ d / a

18、 idi0 0 0其中，管内乙醇蒸汽的传热系数a i (W/m 2K)的计算：ai=0.023(久i/di0(RP)0.3= 47.55管间水的传热系数a 0 (W/m2K)的计算由于水被加热，取黏度校正系数0wO.14= 1.05a 0=0.36 (入 0/de)(Re0) 0.55(Pr) 1/30w0.14= 459.62取水侧与气测污垢热阻均为:0.00027 ( m2K) /W钢管的导热系数为入=51 W/ (mK)故：1/K0 (计)=1/a 0+Rso+bd / 入 dm+Rsid /di+ d / a idi= 0.02920 0 0 0所以：K0 (计)=34.466.4 反

19、应釜主要参数容积 (Volume)3000公称容积 L (Nominal volume)全容积 L (Total volume)3232设计温度 C (Design temperature) 传热面积 m2(Heat transfer area)0-1808.9设计压力(Design Pressure)罐体 Mpa (Cylinder body)夹套 Mpa (Jacket)填料密封0.2 机械密封 0.40.6搅拌转数 (Agitating speed)框式 锚式 (Frame Anchor) 叶轮式 桨式 (impeller paddle)63 r/min130 r/min摆线针轮减速机电机型号 (Motor type) Y132S-4-B5(Cycloidal pin wheel reducer)框式 (Gated type) BLD5.5-22-23叶轮式 (Impeller type) BLD5.5-2-11电机功率 KW (Motor power) 总重量 Kg (Total weight)