日处理100吨大豆生产工艺及设备计算
车工艺按日浸出100吨大豆为基准，100吨大豆是按预处理后达到浸出工艺要求的指标，其中含杂质1%,大豆含水10%。则对应预处理车间各设备处理量可通过物料衡算求得：
一：预处理车间工艺计算及设备选型。
（一）物料衡算：
：
原料斗升机(1)振动筛刮板(2)破碎机刮板(3) 水平刮板(4)软化刮板(5)轧坯刮板(6)干燥去浸出车间
以上工艺可简化为如下流程进行物料衡算
杂质(P) 脱水(W1) 脱水(W2) 其中：F4=100吨/天; 含杂质10%; 大豆含水10%;
预处理原料大豆各项指标如下：原料大豆含水=16%, 含杂质7%,软化后大豆含水15%.
1)对干燥器做物料衡算得：
F4*(1-1%)*10%=(F3-F4*1%)*15%-W2
F3=F4+W2
即：100*0.99*0.1=(F3-0.01*100)*0.15-W2
F3=100+W2
联立求解得：
F3= 106.2 (t/d) W2= 6.2 (t/d)
杂质净量1t/d
即：轧坯机和干燥器处理量为106.2 t/d
2)对软化锅做物料衡算得
(F3-10)*0.15=(F2-10)*0,.16-W1
F2=W1+106.2
即：(106.2-1)*0.15=(F2-1)*0.16-W1
F2=W1+106.2
联立求得：
F2=107.45 (t/d) W1=1.25 (t/d)
即：软化锅处理量为107.45t/d, ( 破碎机处理量求为107.45t/d).
3)对清理设备做物料衡算
F=P+F2
F*7%=P+1
即：F=P+107.45
F*7%=P+1
联立求得：F=114.5(t/d), P=7 (t/d)
根据上央物料衡算结果
斗升机输送量为114.5t/d
刮板(1)输送量为114.5t/d
振动筛和比重去石机处理量为114.5t/d,去要能力7t/d
刮板(2)输送量为107.45t/d
破碎机处理量为107.45t/d
刮板(3)及刮板(4)输送量为107.45t/d
软化锅处理量为107.45t/d
刮板(5)处理量为106.2t/d
轧坯机处理量为106.2t/d
刮板(6)输送量为106.2t/d
干燥器处理量为106.2t/d, 干燥水分量为6.2t/d
(二) 能理衡算
预处理车间涉及能量的设备有软化锅和干燥器。
已知条件：软化温度为60o C 干燥温度为75 o C 取原料始温为20 o C
则：对软化锅（杂质量很小，按纯大豆计）
传热负荷Q=F2Cp (60-20) +W*r
其中：Cp为大豆在20~60 o C的平均比热。
r为水在20~60 o C的平均汽化潜热。
查相关资料知：Cp=0.4975Kcal/Kg. o C
其中：大豆含油18% Cp油=0.5 Kcal/Kg. o C
大豆含水16% Cp 水=1 Kcal/Kg. o C
绝干物质66% Cp 干=0.375 Kcal/Kg. o C
r=2400Kj/Kg=573Kcal/kg
则：Q1=F2Cp(60-20)+W*r
=[107.45*0.4975*(60-20)+1.25*5.73] *1000/24
=148781.4Kcal/h
若用0.5Kgf/cm2( 表压)的蒸汽加热，对应r=533Kcal/kg 热损失取总传热量的5%,则所需蒸汽量为
D1=Q1/0.95r=148781.4/0.95/533=293.8Kg/h=7.05t/d
对干燥器做能量衡算（忽略杂质影响）
传热负荷Q=(F4*Cp2*t2-F3*Cp1*t1)+W2*r
其中：Cp2为大豆含水10% 时的比热。0.46 Kcal/Kg. o C
Cp1为大豆含水15%时的比热0.49Kcal/Kg. o C
r为20~75o C水的平均汽化潜热：2383Kj/Kg(569Kcal/Kg)
则：Q2=F4*Cp2*75-F3*Cp1*20+W2*r
=[100*0.46*75-106.2*0.49*20]+6.2*569]*1000/24
=247376.7Kcal/h
若用1Kg/cm2(表压)蒸汽间接加热，则需蒸汽量为：r=5.6Kcal/Kg
D2=Q/0.95r=247376.7/(0.95*526)=495Kg/h
=11.88t/d
则：预处理车间所需总蒸汽量为：D=D1+D2=7.05+11.88=18.93t/d
二．浸出车间工艺和设备计算及选型
（一）浸出车间物料衡算
湿粕
毛油
已知：原料大豆湿基含油18%( 毛豆)，则：预处理前大豆油量为：114.5*(1-7%)*18%=19.167(t/d)
故：进浸出器大豆含油为：19.167/(100*(1-1%))*100%=19.36%
1)浸出器的物料衡算：
已知：为将浸出效果，取混合油浓度为20%,粕残溶30%,粕残油小于1%(按1%计)，则：对总物料：F4+W=F5+F/5
对溶剂：W=F5*(1-X0)+(F/5-F4*1%)*30%
(X0为混合油浓度)
对油脂：F5*(1-1%)*18=F5*X0+(F/5-F4*1%-F/5*30%)*1%
即：100+W=F5+F/5
W=0.8*F5+0.3*F/5-3
17.82=0.2*F5+0.007*F/5-0.1
联立求解得：F=118.2 (t/d)
F=84.9 (t/d)
W=103.1 (t/d)
若混合油浓度按25%计，则：100.+W=F5+F/5
W=0.75*F5+0.3*F/5-3
17.82=0.25*F5+0.007*F/5-0.1
联立求得：F/5=118.2 (t/d)
F5=68.0 (t/d)
W=86.2 (t/d)
2)蒸发过程物料衡算：
1．第一蒸发器物料衡算：
已知：混合油浓度X0=0.25 处理量F5=68 t/d
要求一蒸完成液浓度X1=60% 操作压力0.04Mpa(真空度)。蒸发型式：升膜
设：第一蒸发器蒸发量为W1，完成液量为F6 (t/d)
则：F5=F6+W1
F5*0.25=F6*0.6
即：68=F6+W1
68*0.25=0.6F6
联立求解得：F6=28.3 (t/d) W1=39.7 (t/d)
2.第二蒸发器的物料衡算：
已知：混合油浓度X1=0.6,处理是F6=28.3 t/d 要求完成液浓度X2=0.95,操作压力0.045Mpa(真空度)，蒸发型式：升膜
设：第二蒸发器蒸发量为W2，完成液量为F7，则：
F6=F7+W2
F6*0.6=F7*0.95
即28.3=F7+W7
28.3*0.6=F7*0.95
联立求得：F7=17.9 (t/d) W2=10.4 (t/d)
3.汽提塔物料衡算：
经汽提塔汽提后，要求毛油残溶小于500PPm,已知：进塔混合油浓度95%，处理量F为17.9t/d,则：
设：毛油量为F8，汽提出溶剂量为W3
F8+W3=F7
F7*95%=F8*(1-500*10-6)
即：17.9=F+W
17.9*0.95=F8*(1-500*10-6)
联立求得：F8=17.005 (t/d) W3=0.895 (t/d)
毛油中残溶净量=8.5Kg/d
4.蒸脱机物料衡算：
湿粕经蒸脱机蒸脱后，要求产品粕中残溶越小越好。这里按湿粕中溶剂全部去除计算，则：最终得粕量为：
F6=(F/5-F4*1%)*(1-0.3)+F4*15
=(F/5-100*1%)*0.7+F*1%
=(118.2-10)*0.7+10
=83 (t/d)
其中：除去溶剂量为：
W/1=F/5-F/6=118.2-83.0=35.2 (t/d)
(二)浸出车间能量衡算：
1．溶剂预热器
已知：溶剂用量W=86.2 t/d ,初始溶剂温度取20o C，要求加热至55o C.
在对应条件下溶剂物性数据如下：
比热：Cp=1.99Kj/Kg.o C
密度：ρ=652Kg/m3
粕度：μ=0.36Cp
导热系数：λ=0.136W/m2.o C
(以上物性以进出品温度的算术平均值计)
加热介质：0.5Kgf/cm2（表压）水蒸汽，对应汽化潜热 r=2230Kj/Kg.冷凝液密
度ρ=951Kg/m3
λ=0.684W/m.o C μ=0.26Cp 则：
传热负荷： Q=W*Cp*(t
2-t
1
)
=86.2*1000/(24*3600)*1.998(55-20)
=69.5 (KW)
所需生蒸汽量：（按总传热量5%计热损失）
D=Q/0.95r=69.5/(2230*0.95)=0.328 Kg/s
=118.1Kg/h=2.834 (t/d)
若选用列管换热器加热溶剂，初选K=400W/m2.K
因0.5Kgf/cm2(表压)水蒸汽饱和温度为110o C.则：
tm=[(110-20)+(110-55)]/2=72.5
S
选
=Q/(K*tm)=69.5*1000/(400*72.5)=24m2
加热管选用Ф25X2.5mm,管长L=3m钢管，则需管数n为：
n=S/(П*d
00
*L)=24/(3.14*25*10-3*3) =10.2 (根)
采用单管程，双管程列管换热器，管心距t=1.4d
o
,采用正三角形排列。则
壳径：D=t*(n
1-1)+2*d
o
=1.4*25*(1.1*(102)1/2-1)+2*25=403 （mm）
取：D=150(mm)
校核：管内溶剂流速：
u=W/L/(n/2*П/4*d
I
)=0.998*2/65.2/(10.2*П
/4*0.022)=0.955(m/s)
Re=d*u*p/μ=0.02*0.955*65.2/(0.36*10-3)=3.46*104 Pr=Cp*μ/λ=1.99*103*0.36*10-3/0.136=5.27
α
I =0.023*λ/d
I
*Re0.8*Pr0.4
=0.023*0.136/0.02*(3.46*104)0.8*5.270.4 =1300W/(m2.o C)
加热蒸汽走壳程：
α
o =0.725*(g*ρ2*λ3*r/(N2/3*d
o*
μ*t)1/4 (N=7)
=0.725*(9.81*9512*0.6843*2230*103/(72/3*25*10-3*0.26*10-3*20))1/4 =7787 W/(m2.o C)
考虑不凝气的影响：取α
o
=0.6*7787=4672W/m2.o C
水蒸汽冷凝面污垢热阻：R
so
=0.8598*10-4 m2.o C/W
溶剂的污垢热阻：R
si
=1.72*10-4m2.o C/W
则1/R
0=1/α
o
+ R
so
+b*d
/(λ*d
m
)+ R
si
*d
o
/d
i
+ d
o
/αi*d i
=1/4672+0.8598*10-4+0.0025/45*25/22.5+1.72*10_4*25/20 +25/(1300*20)
=0.00158(m2.o C/W)
K0=650 W/(m2.o C)
S
计=Q/(K
*△tm)=695*103/(650*72.5)=1.475(m2)
S
实=125%* S
计
=1.25*14.75=1.843(m2)<2.4(m2)
故原设计换热器可用:(D=150mm,ф25X2.5mm,L=3m钢管,单壳程,双管程,n=10根,三角形排布)
3)蒸脱机能量衡算(以下计算,湿粕含杂忽略)
1)蒸脱第一阶段热量衡算
本阶段分为两部分A)将湿粕从450C加热到720C B)湿粕脱溶过程
A)将湿粕从450C加热到720C
Q 水=m 水*Cp 水*(72-45)=10*103*1*(72-45)=2.7*105Kcal/d
Q 油=m 油*Cp 油*(72-45)=8.27*102*(0.4965+0.5154)/2*(72-45)=1.13*104Kcal/d Q 干料=m 干*Cp 干*(72-45)=72*103*0.375*(72-45)=7.29*105Kcal/d
Q 油=m 溶*Cp 溶*(72-45)=35.5*103*(0.5135+0.5394)/2*(72-45)=5.05*105Kcal/d Q 总=Q 水+Q 油+Q 干料+Q 油
=2.7*105+1.13*104+7.29*105+5.05*105=1.515*106Kcal/d 若用4Kgf/cm 2(绝压)的间接蒸汽加热,对应r=511Kcal/kg 则所需消耗间接蒸汽量(按总传热量的5%计热损失)
G 1= Q 总/0.95/r=1.515*106/(0.95*511)=3.121*104(Kg/d)=3.121 (t/d) B) 湿粕脱溶过程
C) 用1.5Kgf/cm 2(绝压)直接汽加热(r=530Kcal/kg),蒸汽冷凝水进入粕中,同时料温从720C 升至810C,并使粕中含溶汽化为气体,直接蒸汽用量包括两部分(一)用于加热脱溶;(二)另一部分则未被冷凝下来与溶剂蒸汽构成混合蒸汽
溶剂从720C 升至810C 且使溶剂汽化所需热量: Q 溶=m 溶*Cp 溶*(81-72)+m 溶*r 溶
=35.5*103*(0.5394+0.5522)/2*(81-72)+35.5*103*77.9 =1.744*105+2.765*106=2.94*106Kcal/d 干料,油和物料中水的升温所需的热量:
Q'=(m 干*Cp 干+m 水*Cp 水+m 油*Cp 油)*(82-72) =(72*103*0.375+10*103*1+8.27*102*0.52)*(81-72) =3.37*105Kcal/d
则: 升温及脱溶所需直接汽量为G '1= Q/r=(2.94*106+3.37*105 )/530=6.183*103Kg/d =6.183 (t/d) (忽略冷凝水显热)
设: 被溶剂蒸汽饱和而未被冷凝下来的蒸汽量为G '2 (不计空气) 则: G '2=P 1/P 0*(M 1/M 0*Ф)*G o
式中: P 1 720C 水蒸汽分压 (254.6mmHg)
P 0 720C 溶剂蒸汽分压 (505.4mmHg)
且在此条件下,溶剂饱和蒸汽压为317.5mmHg.
M1 水蒸汽分子量(18)
M0溶剂分子量(93 按6#溶剂计)
G0蒸脱溶剂量(355*103Kg/d:)
Ф饱和和数 (取0.6)
则: G'2=P1/P0*(M1/M0*Ф)*G o=(254.6*18)/(505.4*93*0.60)*355*103 =5.77*104(Kg/d)=5.77(t/d)
故:直接蒸汽总用量为:
G'=G
1'+G
2
'=5.88+5.77=11.65 (t/d)
(2) 蒸脱第二阶段的热量衡算:
此阶段用4Kgf/cm2(绝压)间接蒸汽加热,使粕温由810C升至1020C并脱水,此时,粕中含水量为: 10+5.88=15.88 (t/d)
成品粕中含水按1%计 (0.72t/d)
则: 料温从810C升至1020C所需热量为:
Q 1=(m
干
*Cp
干
+m
水
*Cp
水
+m
油
*Cp
油
)*(102-81)
=(72*103*0.375+15.88*103*1+0.827*103*(0.5154+0.5364)/2*21 =9.1*105Kcal/d
蒸发水分(脱水)所需热量(除去水分量=15.88-7.2=8.68 t/d)
Q 2=m
水
*r=8.68*103*539=4.679*106Kcal/d
则需间接蒸汽量为:(热损失按传热量的5%计)
G 2=(Q
1
+Q
2
)/(0.95r)=(4.679*106+9.1*105)/511=1.094*104(Kg/d)
即: 蒸脱机所需间接蒸汽（4Kgf/cm2）总量为:G
1+G
2
=3.121+10.94=14.061 t/d
所需直接蒸汽量：11.65 t/d
(3) 成品粕冷却能量衡算:
此过程用空气(初温250C)将1020C的成品粕却到常温(按300C计)
Q=(m
干*Cp
干
+m
油
*Cp
油
+m
水
*Cp
水
)*(102-30)
=(72*103*0.375+0.827*103*(0.5364+0.49)/2+7.2*103*1)*(102-30)
=2.03*106Kcal/d
若空气出口温度按600C计,则所需空气量为:
W空气=Q/(Cp空*△t)=2.03*107/(Cp空*(60-25))
Cp空=Cg+H*Cv=1.013+0.03*1.88=1.07 Kj/kg. 0C=0.255Kcal/kg. 0C
故: W空气=Q/(Cp空*△t)=2.03*107/(35*0.255)=2.27*106kg/d=2270 t/d 按常压下(1atm),常温(250C)计,空气的体积为:
V=n*R*T/P=((2270*103/29)*0.082057*298)/1=1.914*106m3/d=79750 m3/h
5.蒸发预脱能量衡算及设备选型:
1) 第一蒸发器能量衡算及设备计算
已知: 混合油处理量F=680 t/d; X0=25% X1=60% W1=397
t/d
操作压力:0.04Mpa (真空度)
加热介质: 蒸脱机的溶剂和水蒸汽混合气,湿度T=810C; 总量为
355+57.7=412.7 (t/d)
[来自喷射真空泵的蒸汽暂不考虑],混合气中溶剂气体所占的摩尔分率为: X溶=355/93/(355/93+57.7/18)=0.5435
810C时, r水=551Kcal/kg r溶=80.95 Kcal/kg
r m=X溶* r溶+X水* r水
=0.5435*80.95+0.4565*551=295 Kcal/kg
混合油料液比热:
Cp0=Cp溶*(1- X0)+Cp油* X0
=0.52*0.75+0.4965*0.25=0.514Kcal/kg. 0C
查混合油沸点曲线知：Ｘ=25%时, 在0.04Mpa真空度下, t b=560C
当X=60%时,P=0.04Mpa(真空度)下, t b =630C 溶剂在0.04Mpa(真空度)下的气化潜热r'=79Kcal/kg
则: 加热蒸汽消耗量为:
D=[F*Cp0*(t1-t0)+W*r']/r m=[680*0.514*(63-40)+397*79]/295=134 t/d
显然,来自蒸脱机的溶剂蒸汽混合气(412.7 t/d) 足够加热一蒸所需热量，剩余部分，经后接冷却器冷凝并冷却。
关于蒸发器：
若选用蒸发管为Ф32*3, 根据负压蒸发的特点. (L/d=150-200), 这里取L=200d=200*32=6400mm。
实际到Ｌ＝６m。
在真空操作条件下，当上升汽速大于15m/s时,才能升膜过程成膜(由升膜蒸发流体力学特点定)。
因：Ｗ
１
＝397T/d
在0.04Mpa真度下，65℃下，（出口汽温略高于其和蒸汽温度）
ρ溶＝ＰＭ／ＲＴ＝(460/760)*1.0133*105*93/8.314*(273+65)=2kg/m3 则：二次蒸汽体积流量为＝397*103=1.985*105 m3/d
设需蒸发管数为n，则：
2.3/ (n*π/4* d2)=15
即: 2.3/ (n*π/4* 0.0262)=15 解得: n=290(根)
考虑随着蒸发过程进行蒸发管内形成油污及升膜过程中管内形成的液膜层.取管数.
n1=n*1.3=290*1.3=377(根)
蒸发面积S=πd
Ln1=377*π*0.032*6=227(m2)
传热面积的校核：
a、管内升膜对流传热系数：
α
i ＝（1.3+128d
i
）(λ/ d
i
)P
re
0.9R
eL
0.23R
ev
p.34(ρ
L
/ρ
v
)0.25(μ
V
/μ
L
)
其中：λ
油＝0.178w/(mk) λ
溶
=0.244 w/(mk) 则有:
λ
m
=0.178*(0.25+0.6)/2+0.244*0.575=0.216 w/(mk)
R
eL 以入口液相流量为基准。R
ev
以出口汽相流量为鞭准。查相关物
性图得：
入口液相在40℃ , μ
=0.9cp
C
p0
=0.514kcal/kg.℃。
溶剂汽相粘度：μ
V
＝0.0077cp
μL以平均温度计（55℃）：此时μ油=7.42cp
μ
油
＝0.3cp
查大豆混合油μ－Ｔ－α关系图。知：μ
L
＝1.9cp 在55℃下,
ρ
L =ρ
油
X
油
+ρ
溶
X
溶
=920*0.425+700*0.575=793.5 kg/m3
ρv =PM/RT= (460/760)*93/0.082057*(273+55)=2.09 kg/m3 40℃时,入口料液密度:
ρ
L
=920*0.25+700*0.75=755 kg/m3
则: R
eL = d
i
ρ
L
μ/μ
=0.026*755*680*103/24*3600*755*n*π/4 d
i
2
=680*103/24*3600* n* d
i *π/4μ
L
=680*4*103/π*24*3600* 377* 0.026*0.9*10-3 =1136
R ev = d
i
μ
L
μ
V
/ρ
v
=d
i
q/rμ
V
=397*103*4/24*3600* 377*π*0.026*0.0077*10-3 =7.754*104
Pr
L =C
PL
μ
L
/λ
L
其中，C
PL ＝C
P油
X
油
+C
P溶
X
溶
＝0.52*0.425+0.4965*0.375
＝0.5065kcal/kg.℃=2.12KJ/kg. ℃
Pr
L
＝2.12*103*1.9*10-3/0.216=18.65
则：α
i
＝（1.3+126*0.026）
*(0.216/0.026)*11360.23*775400.34*(793.5/2.09)0.26*18.650.9*0.0077 /1.9
=4.628*8.3077*5.044*45.97*4.414*13.9*0.0077/1.9
=22172/(m2. ℃)
则:混合蒸汽冷凝对流传热系数α0
冷凝液平均密谋按饷混合蒸汽冷凝计.汽相温度81℃时,冷凝液温度72℃,冷凝液中水含量254.6/760=0.335 (254.6为72℃时水蒸汽分压) 72℃时, ρ水=977 kg/m 3，ρ溶＝690 kg/m 3
则：ρm =977×0.335+690×0.665=786kg/m 3
78℃时 λ水=0.6676w/m ℃ λ油=0.288w/m ℃
λm =0.233×0.665+0.6676×0.335=0.378w/m ℃
78℃时 μ水=0.4cp μ溶=0.37cp
因混合油蒸发过程中，温度变化由40-65℃ 取 △t m =15℃ 则：
另由于水蒸汽—溶剂混合气中不可避免含有空气不凝气。会使其传热系数急
剧降低，根据不凝气对α0的影响关系
取： α‘０=0.4α0=0.4×3305=1322w/m 2℃ 植物油污垢热阻：ＲＳＩ＝0.00052m 2℃/w 冷凝蒸汽污垢热阻：Ｒso =0.000172m 2℃/w 则：
cp
38.0665.037.0335.04.0m =?+?=μkg
/KJ 2330=γ水kg
/kJ 2.326kg /kcal 9.77==γ溶k
/kJ 997665.02.326335.02330m =?+?=γ2
/1320
t l g 943.0???
? ?
??μγ
λρ=α则5.282
65
4082t m =--
=?则C
m /w 33051561038.010********.9943.024
/13320 =?
??
?
?????????=α-002197.026
221732
263200052.029*******.0000172.013221d d d d R d bd R 1
K 1i i 0i 0Si m 00S 00=?+?+??++=
α+?+λ++α=)
m (7.15094
.2745536002410187.429510134t K Q S 23
3m 0=???????=?=则
Ｋ０＝455w/m 2℃
由于混合油污垢的累积性，实际取：
Ｓ实＝1.55=1.5×150.7=226m 2 <227m 2
故原设可用
（另由于在实际操作中，喷射真空泵的蒸汽要进入一蒸加热器，故实际加热蒸汽温度及冷凝液组成都要向有利于蒸发方向发展．故取 Ｓ＝227m 2,已非常安全） 取 t=1.35d 0 三角形排列 D=t(n 1-1)+3d 0=0.975 取D=1 2）第二蒸发器能量衡算及设备计算
已知：处理量：283t/d 入口温度：63℃ 浓度：x 1=0.6 出口浓度：x 2=0.95 蒸发量104t/d 操作压力：0.045Mpa(真空度) 出口温度：115 ℃ 原料液比热：Cp 1=Cp 油×0.6+Cp 溶×0.4
=0.49×4.187×0.6+0.53×4.187×0.4 =2.12KJ/kg ℃
在对应条件下，溶剂汽化潜热 γ=74kcal/kg 则：Q=FCp(115-63)+W 2γ
=[283×103×2.12(115-63)]/(24×3600)+1.4×103×74×4.187/( 24× 3600 )
=734kw
用3kg/m 2(绝压)水蒸汽做为加热介质 r=2169KJ/kg 则生蒸汽消耗量（按传热量5%计热损失）
关于蒸发器：
根据真空蒸发特点，选用φ32×3 L=6m 的蒸发管 要求上升汽速不小于15m/s
因W 2=104 t/d
在0.045Mpa 真空度下，115℃
则：二次蒸发体积流量=104×103/1.6=6.5×104m 3/d=0.75m 3
/s 设：需加热管数为n
则：n=95根
94
.2718
41ln
18
41t m =-?d /t 8.30h /kg 1282s /kg 3562.010
216995.010734r 95.0Q D 3
3
2===???==()
3
5m /kg 6.1115273314.893
10013.1760418
RT P M
=+????==ρ溶气15
d 4
n 75
.02
i
=?∏?15
026
.04
n 75
.02
=?∏?即
2
/02m 746032.0123Ln d S =?∏??=∏=
考虑油污垢和液膜的影响，取n ／＝1.3n=1.3×95=123根 取t=1.35d ０ Ｄ＝t(n 1-1)+3d 0=0.58m (三角形排列) 取Ｄ＝600mm 传热面积校核：
a.管内对流传热系数：
式中各物性定性温度不确定 Ｒel 以入口液相为基准：t=63℃ R ev 以出口汽相为基准：t=115℃
P rl 及ρL ,ρV 以平均温度：t=(63+115)/2=89℃计
在89℃下：λ油＝0.17w/m ℃ λ溶＝0.258w/m ℃ Cp 油＝0.52kcal/kg ℃=2.18KJ/kg ℃ Cp 溶＝0.56kcal/kg ℃=2.34KJ/kg ℃ 则：
查混合油μ-t-α图可知在77.5%浓度 89℃时 μm =3Cp
63℃ x=0.6
μm =2.4Cp 溶剂蒸汽在115℃时 μv =0.0085Cp
???
? ??μμ???
?
??ρρλ+=αl v 25
.0v l
34.0ev 23.0ec 9.0r i i i R R P d )d 1283.1(C m /w 19.0295.06.01258.0295.06.017.0o
m ≈??
? ??+-?++?
=λC kg /KJ 216.2225.034.2775.018.2C o P m =?+?=3
m m /kg 8304.06956.0920=?+?=ρ543
104.2026.0123360024102834d n m 4v d R 3
2
s i el
=???∏????
=μ∏=μρ=-i
i 2
v v v i ev d n w 4u d R μ∏=
μρ=
3519
.03
216.2Cp P l l l rl =?=λμ=
3519
.03
216.2Cp P l l l rl =?=λμ=
C
.m /w 19833
0085
.053.24805.425.41256.4026.019.0628.430085.0356.185356400543026.019.0)026.01283.1(o 29
.025
.034.023.0i ≈??????=?
???
? ??????+=α
b.管外蒸汽冷凝对流传热系数α0
二蒸加热介质采用生蒸汽加热，根据混合油在蒸发中温度变化（t m =89℃） 采用3kg/cm 2(绝压)水蒸汽作为加热介质，对应ＴＳ＝132.9℃ r=2169KJ/kg 132.9℃下，冷凝水的性质
ρ＝934kg/m 3 λ=0.6862w/Mk μ=0.2177cp
取△t=T S -T Ｗ＝22℃
由于蒸汽中不凝汽的存在，使α0急剧下降，实际取：
α／０＝0.4α0=0.4×4360=1744w/m 2℃ 另：Ｒso =0.8598×10-4m 2℃/w
R si =0.00052m 2℃/w K 0=498w/m 2℃
则：S 2=Q/（K △t m ）
其中：△t m ={[(139.9-63)-(132.9-115)]}/{ln[(132.9-63)/(132.9-115)] =38.17℃
S 2=734×103/(498×38.17)≈38.64m 2
由于二蒸混合油温度高且浓度大，其形成污垢的可能性及速度越大，且考虑其污垢的累积性，原设计取S=74m 2是合适的。（D=600mm ） (3)汽提塔的能量衡算及设备计算
已知：原料:x=0.95 t=110℃ F=179t/d 操作压力0.067Mpa(真空度)
要求汽提后毛油残溶小于500ppm
完成液量为170t/d 去除溶剂量W 3≈8.95t/d 在对应操作条件下，95%混合油沸点为100℃
若用2kgf/cm 2（绝压）直接蒸汽汽提，按热量平衡理论所需的蒸汽量为： G 1=[G 0r-FCp 油（110-90）]/[C 1（t 2-t 1）] 其中：G 0=W 3=9T/D
r=75kcal/kg=314KJ/kg (100℃时，溶剂汽化潜热) C 1=1.875KJ/kg ℃(在此条件下，蒸发比热) C p 油=0.52kcal/kg ℃=2.18KJ/kg ℃
T 2=120 ℃(2kgf/cm 2(绝压)蒸汽饱和蒸度)
显然，从能量方面考虑，由于汽提塔真空度较二蒸高，故混合油进入汽提塔闪蒸，同时温度降低的显热足以满足溶剂汽化所需的热量。
常用的层碟式汽提塔所采用的间接蒸汽实际上只起保温作用，若取
C
m /w 4360226102177.010********.094381.9943.0t L 943.0:o
24
/133324
/1320=???
?
??????????=?
???
???μγλδρ?=α-则002008.026
193832
263200052.029
4532
003.0108598.017441d d d R d bd R 1K 14i i 0i 0si m 00s 00=?+?
+??+?+=α+α+λ++α=-则
D
/T 75.28)
100120(875.1)
100110(2181793149G 1-=-?-??-?=
4kgf/cm 2(绝压)的水蒸汽作为间接蒸汽，其用量可根据经验取1t/d .
下面按解吸理论分析并计算有关层碟式汽提塔的结构尺寸及有关物料工艺要求数据。
已知：处理量（混合油）L=179T/D=7458.3kg/h=8.38kmol/h 其中溶剂：L S =179×5%=8.95T/D=373kg/h=4.01kmol/h 油：L 0=179×95%=170.05t/d=7085.4kg/h=7.96kmol/h 混合油中溶剂摩尔分率x=4.01/(4.01+7.96)=0.447 根据毛油产品质量要求，塔毛油中溶剂的摩尔分率：
层碟式汽提塔属蒸馏脱去微量溶剂的操作，由于毛油属高沸点不易挥发物系，故可用解吸原理进行分析计算，
由解吸原理可知： a. 直接蒸汽量的计算： （V/L ）min =E K /M K
其中：E K ---------脱吸效率 m K --------相平衡常数
因进入汽提塔的毛油中所含溶剂大部分是６#溶剂中相对高沸点的物质,故m k 按庚烷的特性确定
查１atm 下,庚烷在油中的相平衡常数(稀溶液),在100℃时 m k =1.0 其中:Ｅk =(x n+1-x 1)/(x n+1-x /０) 在直接蒸汽汽提时x /0=0
则：E k =(0.447-0.00475)/(0.447-0)=0.989 ∴(V/L)mi n =0.989/1.0=0.989
一般情况下，V/L=(1.1-3)(V/L)min 这里取V/L=3(V/L)min =3×0.989=2.967 则，Ｖ＝2.967L=2.967×7.96kmol/h=23.617kmol/h=425.1kg/h=10202.7kg/d ≈10.2t/d
按负压混合油汽提时混合油浓度与混合蒸汽中水蒸汽含量的实际关系曲线知，在100℃,160mmHg 下，若出塔混合油浓度达到99.95% 时，混合蒸汽中水蒸汽含量为90%,则设需蒸汽的摩尔数为x 则：
x/(x+0.096)=90%
0.096为蒸汽中溶剂摩尔数：8.95/93=0.096
解得:x=0.871
则:所需水蒸汽量为:0.871×18=15.7t/d 综合以上分析:取直接蒸汽用量Ｖ=15.7t/d b. 塔板层数的确定:
因脱吸因数S=(V/L)m=2.967×1.0=2.967 由E K =（S N+1-S ）／（S N+1-1）得：
n=lg[(S-E)/(1-E)]/lgS-1=lg[(2.967-0.989)/(1-0.989)]/lg2.967-1 =3.77块
汽提塔实际塔板效率在30-50%,取30% 则实际塔板数为：3.77/0.3=12.6块
00476.0890
105.19310593105x 4
4
4
1=?+??=---
取n=13层
c. 汽提塔塔径及塔板结构的确定： 根据塔流体力学特性知：
其中u 为空塔气速，m/s
u=(0.6~0.8)u max u max ---------液泛气速，m/s 有关参数计算：
溶剂蒸汽的体积流量Ｖ１
V 1=W 3RT/MP=[8.95×103×0.082(273+100)]/(24×93×160/760) =582.6m ３／h 直接汽体积流量：
V 2=[15.7×103×0.082(273+100)]/(24×18×160/760)=5280m 3
/h
混合蒸汽密度ρV =(G 1+G 2)/(V 1+V 2)=(15.7×103/24+8.95×103/24)/（5280+582.6）=0.1752kg/m 3
混合油重度ρL =（ρ油L 油+ρ溶L 溶）/（L 油+L 溶）
=（650×8.95×103/24+860× 170.05×103
/24）/ （179×103/24） =849.4kg/m 3 则：液，气体积之比：
L/V=（179/849.4）/[(8.95+15.2)/0.1752]=0.001529
C 可通过史密斯图并进行粘度较正后获得由上述物性数据得：
取板间距：H T =50CM
查史密斯关联图知：C 20=0.10
在100℃时，大豆油表面张力 σ=30dyn/cm 溶剂表面张力 σ=10dyn/cm σm =x 溶σ溶+（1-x 溶）σ油
=0.329×10+0.671×30=23.42dyn/cm
则：C=C 20（σ/20）0。2=0.10(23.42/20)0.2=0.1032 一般情况下：取u=(0.6-0.8)u max
对碟式汽提塔，由于其汽路在上升过程中要多次改变 可取：u=0.9u max
则：u=0.9×7.185=6.467m/s 故：碟面中心气孔孔径为：
u
V 4D ∏=
塔径V
V
L max c
u ρρ-ρ=1065.01752.04.849001529.0V L 5
.05
.0V L =??? ???=??? ??ρρs
/m 185.71752
.01752
.04.8491032.0c
u V V L max =-=ρρ-ρ=m
566.03600
467.6785.05280
6.582u 785.0V V d 2
1=??+=
+=
若碟片倾角为14℃，则塔径 D=0.1×2/tg14+0.567=1.37m 可取：D=1.4m
直接汽喷嘴直径的确定： V=15.7T/D=654.2kg/h 按1.5kgf/cm 2蒸汽计： ρ=0.8456kg/m 3
则：V=654.2/(0.8456×3600)=0.2149m 3/s 根据经验取u=273m/s
4.蒸发系统有关冷凝设备设计计算： (1) 第一蒸发冷凝器
已知数据:W 1=397T/D=16541.7kg/h T 1=63℃ 操作压力:0.04MPa(真空度)
冷却介质:水 进口温度t 1=30℃ 出口温度t 2=40℃
要求将溶液冷却至液态40℃
在上述条件下,溶剂有关物性(按正己烷计) ρＬ＝697kg/m 3 r=76kcal/kg=318KJ/kg Cp L =0.52kcal/kg ℃=2.18KJ/kg ℃ λ=0.189kcal/mh ℃=0.22w/m ℃ μ63=0.28cp μ51=0.31cp 冷却介质物性：（t m =(30+40)/2=35℃） ρ=994kg/m 3 Cp=4.174KJ/kg ℃
λ=0.625w/m ℃ μ=0.73cp Pr=4.87 由热量衡算式得：
Ｑ＝W 1r+W 1Cp △t=m 1Cp(t 2-t 1) 则冷却水需求量为：
m 1=W 1(r+Cp L △t)/[Cp(t 2-t 1)]=397[318+2.18(63-40)]/[4.174(40-30)] =3501t/d=145875kg/h=146.8m 3/h=0.0408m 3/s
若采用立式列管换热器进行冷却，初选K=200w/m 2℃ 正己烷在0.04MPa 真空度下饱和温度为54℃则： △t m =(24+14)/2=19℃
S 选=Q/（K △t m ）=(145875×4.174×10×103)/(3600×200×19)=445m 2 若选用Ф25×2.5mm L=6m 的加热管，则所需管数 n=445/(3.14×0.025×6)=995根 采用△排列，取t=1.3d 0 则：
D=t(n c -1)+3d 0=1.3×0.025(1.1×(995)0.5-1)+3×0.025=1.17m 取D=1200mm 校核计算：
管外溶剂蒸汽冷凝传热系数α0
mm
30m 03.0273
2149
.04u
v
4d '==?∏?=∏=
C
m /w 36.948101028.06103398.922.0697943.0t L 943.0o 24
/133324
/13
20=???
?
?????????=???
???μδγ
λρ=α-
管内冷却水的对流传热系数αi
其中：φ=1-6×105/R e 1.8=0.7565
查资料知:Ｒs0=0.000172m 2℃/w R si =0.000516m 2℃／w
K 0=270.7w/m 2℃
对冷却段 溶剂侧按自然对流计 取α０＝200w/m 2℃
则：1/K 0=1/200+0.000172+(0.0025×25)/(45×22.5)+0.000516×25/20 +25/(710×20)
=0.00764m 2℃/w K /0=131w/m 2℃
设：冷凝段和冷却段分界处的水温为t /
则：t /=[30+2.18×(54-40)/(318+2.18×14)] ×10=30.88℃ 故：冷凝段的平均传热温度差： △t m1=(54-30.88+54-40)/2=18.56 冷却段的平均传热温度差：
△t m ２＝（54-30.88-40+30）/[ln(54-30.88)/(40-30)]=15.65 则冷凝段所需传热面积：
Ｓ1=Wr/K 0△t m =(318×397×103×103)/(24×3600×270.7×18.56)=291m 2 冷却段所需传热
Ｓ２＝Ｗ１Cp △t/(K 0△t m ２)=[397×103×2.18×(54-40)]/(24×3.6×131×15.65) =68.4m 2
Ｓ=Ｓ1+Ｓ２=359.4m 2
Ｓ×125%=359.4×1.25=449m 2>445m 2
故：原选与计算结果非常接近，但从上述计算过程知，影响其传热系数的因素在溶剂冷却段溶剂侧的传热系数．为安全起见，取Ｓ＝1.6×S 计＝575m 2 则n=575/(3.14×d 0×L)=575/(3.14×0.025×6)=1220根
Ｄ＝t(n c -1)+3d 0=1.3×0.025(1.1×(1220)0.5-1)＋3d 0=1.224m 校核计算：
管外冷凝对流传热系数α０不变 α０=948.36w/m 2℃ 管内水对流传热系数：
35561073.099402.09954
0403.002.0du R 3
2
e =???∏???
=μ
ρ
=
-Φ?λ=α4.08
.0e i
i P r R d 023
.0C m /w 7107565.087.4355602
.0625
.0023.0o 24.08.0i =????
=αw
/C m 003694.020
71025
2025000516.05.2245250025.0000172.036.9481d d d d R d bd R 1
K 1o
2i i 0i 0si m 0SO 00=?+
?+??++=
α++λ++α=
Ｒ
e /=R
e
995/1220=3556×995/1220=2900
φ=1-6×105/R e1.8=1-6×105/29001.8＝0.6486
α/=0.023λR e0.8Pr0.4Φ/d i＝0.023×0.625×29000.8×4.870.4×0.6486/0.02
=517w/m2℃
1/K
=1/948.36+0.000172+0.0025×25/(45×22.5)+0.000516×25/20
+25/(517×20)
=0.0004351m2℃/w
K
=230w/m2℃
冷却段：
1/K
=1/200+0.000172+0.0025×25/(45×22.5)+0.000516×25/20+25/(517×200)=0.008297m2℃/w
K
/=120.5w/m2℃
则：Ｓ
1/=S
1
×270.7/230=291×270.7/230=342.5m2
S 2/＝Ｓ
2
×131/120.5=68.4×131/120.5=74.4M2
S/=Ｓ
1/+ S
2
/=416.9m2<575m２
安全系数：(575/416.9) ×100%=135%
故原选可用
若考虑真空操作的特点，选用两台冷凝器串联使用则其效果要比单个换热器好得多，此时可考虑采用两台280m２换热器串联．
(2)第二蒸发器冷凝器的设计计算：
已知的数据：Ｗ
２=104T/D=4333.3kg/h T
2
/=110℃
操作压力:0.045MPa(真空度) 即:p=380mmHg(绝压)
冷却介质：水 t
1=30℃ t
2
=40℃
要求将溶剂冷却至液态40℃
在上述条件下，溶剂有关物性，（以正己烷计）
溶剂饱和液温度：47℃在此温度下
ρL=690kg/m3r L=78kcal/kg=326.6KJ/kg
Cp L=2.18KJ/kg℃λ=0.22w/m2℃
μ=0.29cp Cp汽=0.417kcal/kg℃=1.745KJ/kg℃
冷却介质（水）物性同一蒸
由热量衡算式得：
Q=W2r+w2Cp L△t+w2Cp汽△t/=m2Cp△t水
M2=（w2r+w2Cp L△t+w2Cp汽△t/）/Cp水△t水
=（104[326.6+2.18(47-40)+1.745(110-47)]/(4.174×10)
=1180t/d=49167kg/h=49.41m3/h=0.01374m3/s
初选：K=200w/m2℃
△t m=(17-7)/ln(17/7)=11.27
S选=Q/（K△t M）=（49167×4.174×10×103）/(3600×200×11.27)=253M2选用S=1.4S
选
=354m2
若用Φ25×2.5mm L=6m △形排列 t=1.3d
的列管换热器
n=S/(3.14d0L)=354/(3.14×0.025×6)=752根
D=t(n
1-1)+3d
=1.3×0.025(1.1(752)0.5+3×0.025=1.02m
取：D=1000mm 校核计算：
物料平衡计算公式 This model paper was revised by the Standardization Office on December 10, 2020
物料平衡计算公式： 每片主药含量 理论片重= 测得颗粒主药百分含量 1.原辅料粉碎、过筛的物料平衡 物料平衡范围: %～100 % 物料平衡= %100?+a c b a-粉筛前重量(kg) b-粉筛后重量(kg) c-不可利用物料量(kg) 2.制粒工序的物料平衡 物料平衡范围: %～ % 制粒工序的物料平衡= a d c b ++×100% 制粒工序的收率=a b ×100% a-制粒前所有原辅料总重(kg) b-干颗粒总重(kg) c-尾料总重(kg) d-取样量(kg) 3.压片工序的物料平衡范围: %～ % 压片工序的物料平衡=a d c b ++×100% 压片工序的收率=a b ×100%
a-接收颗粒重量(kg) b-片子重量(kg) c-取样重量(kg) d-尾料重量(kg) 4.包衣工序的物料平衡 包衣工序的物料平衡范围: %～ % 包衣工序的物料平衡 = b a e d c +++ 包衣工序的收率 = b a c + a-素片重量(kg) b-包衣剂重量(kg) c- 糖衣片重量(kg) d-尾料重量(kg) e-取样量(kg) 5.内包装工序物料平衡 内包装工序物料平衡范围: %～ % 包材物料平衡=%100?++++A a d c b B a- PTP 领用量(kg) b- PTP 剩余量(kg) A- PVC 领用量(kg) B- PVC 剩余量(kg) c-使用量(kg) d- 废料量(kg) 片剂物料平衡=%100?++a d c b a ：领用量(Kg) b ：产出量(Kg) c ：取样量(Kg) d ：废料量(Kg) 6.外包装工序的物料平衡
物料衡算的目的有以下几点： ⑴确定物系，并找出该物系物料衡算的界限； ⑵解释开放与封闭物系之间的差异； ⑶写出一般物料衡算所用的反应式、进出物料量等相关内容； ⑷引入的单元操作不发生累积，不生成或消耗，不发生质量的进入或流出的情况； ⑸列出输入==输出等式，利用物料衡算确定各物质的量； ⑹解释某一化合物进入物系的质量和该化合物离开物系的质量的情况。 物料衡算的类型: 在医药生产中，按照物质的变化过程，可将物料衡算分为两类。 一类是物理过程的物料衡算。即在生产系统中，物料没有发生化学反应的过程，它所发生地只是相态和浓度的变化。这类物理过程在医药工业中主要体现为混合和分离过程。如流体输送、吸附、结晶、过滤、干燥、粉碎、蒸馏、萃取等单元操作。 另一类是化学过程的物料衡算。即由于化学反应、原子与分子之间形成新的化学键，从而形成完全不同的新物质的过程。在进行计算时候，经常用到组分平衡和化学元素平衡，特别是当化学反应计量系数未知或很复杂以及只有参加反应的各物质的化学分析数据时，用元素平衡最方便，有时甚至只能用该方法才能解决。同时，在化学反应中，还涉及化学反应速率、转化率、产物收率等因素。 此外，物料衡算还可以按照操作方式的不同分为两类。 一类是连续操作的物料衡算。如生产枸橼酸铋钾的喷雾干燥操作，需要向干燥器中输送具有一定速度、湿度和温度的空气，同时湿物料从反方向以速度通过干燥器，尽管物料在干燥器中不断被加热，所处的状态在不断改变，但对某一具体部位而言，其所处的状态是不随时间的改变而改变。 另一类是间歇操作的物料衡算。在过程开始时原料一次性进入体系，经过一段时间以后立即一次性移出所有的产物，其间没有物质进出体系。在生物制药中，经常会用到有机溶剂沉淀的方法来分离，该方法是很典型的间歇操作。如硫酸软骨素的制备即是一例。在经过提取后的滤液中，加入95%乙醇搅拌，沉淀析出，取出即得产品，这种操作的特点是操作过程的状态随时间的变化而改变。 物料衡算的基本理论 物料衡算是物料的平衡计算，是制药工程计算中最基础最重要的内容的之一，是进行药物生产工艺设计、物料查定、过程经济评估以及过程控制、过程优化的基础。它以质量守恒定律和化学计量关系为基础。简单地讲，它是指“在一个特定物系中，进入物系的全部物料质量加上所有生成量之和必定等于离开该系统的全部产物质量加上消耗掉得和积累起来的物料质量之和”用式表示为： ∑G进料+∑G生成==∑G出料+∑G累积+∑G消耗 式中∑G进料------- 所有进入物系质量之和； ∑G生成------- 物系中所有生成质量之和； ∑G出料------- 所有离开物系质量之和 ∑G累积------- 物系中所有消耗质量之和（包括损伤）； ∑G消耗------- 物系中所有积累质量之和。 物料衡算的基本方法和步骤 1.收集计算所必须的基本数据 在进行物料衡算前，要尽可能收集足够的符合实际情况的准确数据，通常称为原始数据这些数据时整个计算的基本数据与基础。应根据不同计算性质来确定原始数据的收集方法。
物料衡算公式： 1吨煤炭燃烧时产生的SO2量＝1600×S千克；S含硫率，一般0.6-1.5%。若燃煤的含硫率 为1%，则烧1吨煤排放16公斤SO2 。 1吨燃油燃烧时产生的SO2量＝2000×S千克；S含硫率，一般重油1.5-3%，柴油0.5-0.8%。 若含硫率为2%，燃烧1吨油排放40公斤SO2 。 ¬排污系数：燃烧一吨煤，排放0.9-1.2万标立方米燃烧废气，电厂可取小值，其他小厂可取大值。燃烧一吨油，排放1.2－1.6万标立方米废气，柴油取小值，重油取大值。 【城镇排水折算系数】 0.7~0.9，即用水量的70-90%。 【生活污水排放系数】采用本地区的实测系数。。 【生活污水中COD产生系数】60g/人.日。也可用本地区的实测系数。 【生活污水中氨氮产生系数】7g/人.日。也可用本地区的实测系数。使用系数进行计算时，人口数一般指城镇人口数；在外来较多的地区，可用常住人口数或加上外来人口数。 【生活及其他烟尘排放量】 按燃用民用型煤和原煤分别采用不同的系数计算： 民用型煤：每吨型煤排放1~2公斤烟尘 原煤：每吨原煤排放8~10公斤烟尘 一、工业废气排放总量计算 1.实测法 当废气排放量有实测值时，采用下式计算： Q年= Q时× B年/B时/10000 式中： Q年——全年废气排放量，万标m3/y； Q时——废气小时排放量，标m3/h； B年——全年燃料耗量（或熟料产量），kg/y； B时——在正常工况下每小时的燃料耗量（或熟料产量），kg/h。 2.系数推算法 1)锅炉燃烧废气排放量的计算 ①理论空气需要量（V0）的计算a. 对于固体燃料，当燃料应用基挥发分Vy>15%（烟煤）， 计算公式为：V0=0.251 ×QL/1000+0.278[m3(标）/kg] 当Vy<15%（贫煤或无烟煤）， V0=QL/4140+0.606[m3(标）/kg] 当QL<12546kJ/kg（劣质煤）， V0=QL//4140+0.455[m3(标)/kg) b. 对于液体燃料，计算公式为：V0=0.203 ×QL/1000+2[m3(标）/kg] c. 对于气体燃料，QL<10455 kJ/（标）m3时，计算公式为： V0= 0.209 × QL/1000[m3/ m3]
片剂物料平衡的计算 （1）整粒终混平衡的计算 A=总投料量（kg） B=合格颗粒量（kg） C=不合格颗粒量（kg） D=取样量（kg） B + C + D 平衡＝ --------------------×100% 应为95％～102% A （2）整粒终混得率的计算 得率＝B/A×100% （3）压片平衡的计算 A=合格颗粒重量（kg） B=不合格品重量（kg） C=合格片重量（kg） D=取样量（kg） B + C + D 平衡＝------------------×100% 应为95％～100% A （4）压片得率的计算 得率＝C/A×100% （5）包装平衡的计算 A：领取素片重量（kg） B：包装数量（片） C：平均片重（kg） D：内包装不合格品量（kg） E：外包装不合格品量（kg）
平衡＝（B×C÷1000+D+E）/A×100% 应为95％～102％（6）包装得率的计算 得率＝（B×C÷1000）/A×100% （7）批平衡的计算 A：总投料量（kg） B：包装数量（片） C：制粒不合格品量（kg） D：制粒取样量（kg） E：压片不合格品量（kg） F：压片取样量（kg） G：内包装不合格品量（kg） H：外包装不合格品量（kg） B×平均片重÷1000＋C+D＋E＋F+G+H 平衡＝-------------------------------- ×100% （应为95％～102%） A （8）批得率的计算 得率＝B×平均片重÷1000/A×100% （9）内包材平衡的计算 A：使用量（kg） B：合格药板数量（板） C：不合格药板数量（板） D：未冲裁报废铝箔（米） E：铝塑板的宽（米）
第4章物料衡算与热量衡算 4.1 物料衡算 物料衡算即是利用物料的能量守恒定律对其进行前后操作后物料总量与产品以及物料损失状况的计算方法，也就是进入设备用于生产的物料总数恒等于产物与物料损失的总量。物料衡算与生产经济效益有着直接的关系。 物料衡算需要在知道产量和产品规格的前提下进行所需的原、辅材料量、废品量以及消耗量的计算。 物料衡算的意义： （1）知道生产过程中所需的热量或冷量； （2）实际动力消耗量； （3）能够为设备选型、台数、决定规格等提供依据； （4）在拟定原料消耗定额基础上，进一步计算日消耗量、时消耗量，能够为所需设备提供必要的基础数据。 4.1.1 年工作日的选取 （1）年工作时间365-11（法定节假日）=354×24=8496（小时） （2）设备大修 25天/年=600小时/年 （3）特殊情况停车 15天/年=360小时/年 （4）机头清理、换网过滤 6次/年 8小时/次 [354-(25+15)]×1/6次/天×8小时/次=396小时=16.5天=17天 （5）实际开车时间 365－11－25－15－17=297天 8496－600－360－396=7140小时 （6）设备利用系数 K=实际开车时间/年工作时间=7140/8496=0.84 4.1.2 物料衡算的前提及计算 （1）挤出成型阶段 物料衡算的前提是应在已知产品规格和产量的前提下进行许多原辅材料量、废品量及消耗量的计算。 1 已知：PVC片材的年生产量为28500吨，其中物料自然消耗率为0.1%，产品合格率为94%，回收率为90%。每年生产297天，二班轮流全天24小时生产。物料衡算如下： 年需要物料量 M=合格产品量/合格率=28500/0.94≈30319.15t 1年车间进料量 M= M/（1-物料自然消耗率）=30319.15t /（1-0.1%）≈30349.50t 12年自然消耗量M=M-M=30349.50-30319.15=30.35t 132年废品量 M=M-合格产品量=30319.15-28500=1819.15t 14每小时车间处理物料量 M=30319.15/297/24h≈4.25t 5年回收物料量
第三章 物料衡算 3.1产品名称与设计规模 原辅料名称 规格 质量比（W * ） 缩合物 %99≥ 1.0 氢气 %99.99≥ 0.0035（过量） 钯炭 10%（W ） 0.1 四氢呋喃 工业 5.33 甲醇 工业 0.79 3-（N-吗啡啉）丙磺酸 %99≥ 0．13 异丙醇 工业 0.62 丙酮 工业 6.71 原辅料名称 规格 质量比（W * ） 粗品 1.0 活性炭 医用级 0.05 注射水 符合药典标准 17.86 丙酮 %99≥ 9.82 产品名称 设计规模（t/a ） 含量 包装规格 其他 美罗培南 （三水化合物） 25 99% 铝听5Kg/听 无菌原料药 衡算基准 本设计中的化工过程均属间歇操作过程，其计算基准是将车间所处理的各种物料量折算成以日数计的平均值，从起始原料的投入到最终成品的产出，按日数平均值计将恒定不变。由设计任务规定的产品年产量及年工作日，计算出产品的平均日产量，日产量确定后，再根据总收率可以折算出起始原料的日投料量及班投料量，以此为基础就完成车间物料衡算。
本设计中： 年工作日：250天； 美罗培南成品年产量为：25t ； 美罗培南成品含量为：99%； 精制美罗培南含量：98%； 第一步氢化反应收率1y ：95%； 第二步树脂吸附洗脱收率2y ：95%； 第三步丙酮析晶收率3y ：98%； 第四步精制收率4y ：98%； 第五步粉碎包装收率5y ：99.8%； 可计算出： （1）美罗培南总收率 %50.86%8.99%98%98%95%9554321=????=????=y y y y y y T （2）kg 99250 % 9910253=??=?= 年工作日含量年产量美罗培南实际日产量 （3）起始原料纯品投料量 kg 51.18257 .43778.697%5.8699M M =?= ? = 美罗培南起始原料总收率美罗培南实际日产量 起始原料实际投料量kg 35.184% 9951 .182=== 起始原料规格起始原料纯品投料量 其中杂质量 kg 84.151.182-35.184-===起始原料纯品投料量 起始原料实际投料量 3.2氢化反应物料衡算 3.2.1反应方程式
第一节物料衡算式 4－1 化工过程的类型 化工过程根据其操作方式可以分成间歇操作、连续操作以及半连续操作三类。或行将其分为稳定状态操作和不稳定状态操作两类。在对某个化工过程作物料或能量衡算时，必须先了解生产过程的类型。 间歇操作过程： 4－2 物料衡算式 物料衡算是研究某一个体系内进、出物料量及组成的变化。根据质量守恒定律，对某一个体系，输入体系的物料量应该等于输出物料量与体系内积累量之和。所以，物料衡算的基本关系式应该表示为； 如果体系内发生化学反应，则对任一个组分或任一种元素作衡算时，必须把由反应消耗或生成的量亦考虑在内。所以(4—1)式成为： 上式对反应物作衡算时．由反应而消耗的量，应取减号，对生成物作衡算时，由反应而生成的量，应取加号。 但是，列物料衡算式时应该注意，物料平衡是指质量平衡，不是体积或物质的量(摩尔数)平衡。若体系内有化学反应，则衡算式中各项用摩尔／时为单位时，，必须考虑反应式中的化学计量系数。出为反应前后物料中的分子数不守恒。 第二节物料衡算的基本方法 进行物料衡算时，为了能顺利地解题，避免错误，必须掌握解题技巧，按正确的解题方法和步骤进行。尤其是对复杂的物料衡算题，更应如此，这样才能获得准确的计算结果。 4－3 画物料流程简图方法
求解物料衡算问题，首先应该根据给定的条件画出流程简图。图中用简单的方框表示过程中的设备，用线条和箭头表示每个流股的途径和流向。并标出每个流股的已知变量（如流量、组成)及单位。对一些未知的变量，可用符号表示。4—4 计算基准及其选择 进行物料、能虽衡算时，必须选择一个计算基准。从原则上说选择任何一种计算基准，都能得到正确的解答。但是，计算基准选择得恰当，可以使计算简化，避免错误。 对于不同化工过程，采用什么基准适宜，需视具体情况而定，不能什硬性规定。 根据不同过程的特点，选样计算基准时，应该注意以下几点： 1. 应选择已知变量数最多的流股作为计算基准。 2.对液体或固体的体系，常选取单位质量作基准。 3. 对连续流动体系，用单位时间作计算基准有时较方便。 4. 对于气体物料，如果环境条件(如温度、压力)已定，则可选取体积作基准。
第3章物料衡算 3.1 物料流程示意图 3.1.1物料流程示意图 图3.1 PET全拉伸丝EDY生产物料流程示意图 3.2 计算基准确定 3.2.1 年工作日的确定 （1）设备大修：30天/年=720小时 （2）特殊情况停产：20天/年=480小时 （3）组件清洗：1次/6天8小时/次 [365天－（30天+20天）]×1/6次/天×8小时/次=420小时=17.5天（4）实际生产时间：365天－10天－25天－15天－17.5天=297.5天8760－240－600－360－420=7140小时 （5）设备利用系数： K=实际开车时间/年工作日=7140小时/8520=0.84 3.3 物料衡算 3.3.1损失系数的确定 物料损失拟定如下： 表3－1 PET纺丝工艺过程中的损失系数 工序损耗率（%） PET切片筛选输送 预结晶器 干燥塔 物料输送 挤出机 纺丝组件 断丝 合计（FDY原丝成型物料损失）0.5 0.05 0.1 0.1 0.05 0.05 1.5 2.35
表3－2 FDY原丝中其他组分的含量 3.3.2各工序输入及输出物料量 1.求出生产一吨PET全拉伸丝纤维消耗PET切片的量 1.000－（0.005+0.02）=0.975t 计入耗损所需PET切片量 0.975×1.0385=1.0125吨 2.各工序物料损耗量 根据物料平衡公式：∑F=∑D+W 其中F：进料量D：出料量W：损失量 依据物料平衡公式计算各个工序的物料平衡 依据物料平衡公式计算各个工序的物料平衡： （1）断丝x（1－1.5%）=3000吨x=3045.69吨（2）纺丝组件x（1－0.05%）=3045.69吨x=3047.21吨（3）挤出机x（1－0.05%）=3047.21吨x=3048.74吨（4）物料输送x（1－0.1%）=3048.74吨x=3051.79吨（5）干燥塔x（1－0.1%）=3051.79吨x=3054.84吨（6）预结晶器x（1－0.05%）=3054.84吨x=3056.37吨（7）PET切片x（1－0.5%）=3056.37吨x=3071.73吨所以PET全拉伸丝的日产量3000/297.5=10.084吨/天 每小时产量10.084/24=0.4202吨/小时 PET切片每天耗量3071.73/297.5=10.325吨/天 PET切片每小时耗量10.325/24=0.430吨/小时 表3－3 物料平衡表（年计） 工序进料量(t) 出料量(t) 损失（t）损失率（%） PET切片损耗预结晶器 干燥塔 物料输送 挤出机 纺丝 断丝3071.73 3056.37 3054.84 3051.79 3048.74 3047.21 3045.69 3056.37 3054.84 3051.79 3048.74 3047.21 3045.69 3000 15.36 1.53 3.05 3.05 1.53 1.52 45.69 0.5 0.05 0.1 0.1 0.05 0.05 1.5
三.工艺设计计算 3.1 物料横算 3.1.1物料衡算的意义 物料横算，是在已知产品规格和产量前提下算出所需原料量、废品量及消耗量。同时，还可拟定出原料消耗定额，并在此基础上做能量平衡计算。通过物料横算可算出： (1)实际动力消耗量 (2)生产过程所需热量或冷量 (3)为设备选型、决定规格、台数（或台时产量）提供依据 (4)在拟定原料消耗定额的基础上，可进一步计算日消耗量，每小时消耗量 等设备所需的基础数据。 综上所述，物料衡算是紧密配合车间生产工艺设计而进行的，因此，物料衡算是工艺设计过程的一项重要的计算内容。 3.1.2物料横算的方法 塑料制品的生产过程多采用全流程、连续操作的形式。 物料衡算的步骤如下： (1)确定物料衡算范围，画出物料衡算示意图，注上与物料衡算有关的数据。 物料衡算示意图如下：
(2)说明计算任务。如：年产量、年工时数等。 (3)选定计算基准。生产上常用的计算基准有：①单位时间产品数量或单位 时间原谅投入量，如：kg/h，件/h，t/h（连续操作常采用此种基准）；②加入设备的原料量（间歇操作常采用此种基准）。 (4)由已知数据，根据下列公式进行物料衡算： ΣG1=ΣG1+ΣG3 式中：ΣG1——进入设备的物料量总和 ΣG2——离开设备的正品量和次品量总和 ΣG3——加工过程中物料损失量总和 (5)收集数据资料。一般包括以下方面： ①年生产时间：连续生产300~350 d 间歇生产200~250 d 连续生产时，年生产的天数较多，在300d左右，其他时间将考虑全长检修，车间检修或5%~10%意外停机。当间歇生产时，就要减去全年的休息日，目前为双休日加上法定假日全年约为110d，所以间歇生产比连续生产少110个工作日。 总之，确定了每年有效地工作时数后就能正确定出物料衡算的时间基准，算出每小时的生产任务，进而在以后的计算中选定设备的规格。 具体的选择天数要通过分析得出。 ②有关定额、合格率、废品率、消耗率、回收率等。在任何一个产品加 工过程中，合格产品都不是百分之百。由于设备原因、原材料原因以及人为原因都可能造成废品的出现。加工不同的产品出现废品的几率有差异，要具体情况具体分析。才外还应考虑车间管理水平、设备先进水平等，取高值与低值都应有充分的论据。经过电铲研究后发现：塑料制品合格率为85%~95%、自然损耗率为0.1%~0.15%，这主要是贮存、运输、
例 题 计 算 过 程 1.某厂年产100万m 2釉面砖，产品规格152×152×5mm ，物料平衡计算的主要参数及结果见表1及表2。 解：A 计算过程如下 ⑴年产量 年出窑量=100×104m 2×10kg/m 2×10-3kg=10000 （t ） ⑵釉烧 年装窑量= 烧成废品率 年出窑量 -1 = )/(7.108%8110022 年万万m m =- =年/10870 t ⑶装窑、施釉 年施釉量=% 11/7.10812-= -年 万施釉废品率年装窑量m =年年/10980/10983 2t m = 年需釉料量10980×6%=658.8t/年
⑷素烧、干燥 年干燥量（釉+坯）= % 1518 .109,1-= -干燥损失率素烧年施釉量 =年万/2.1292m 换算成t/年： 坯：釉=94:6 ∴坯重9.4kg/m 2 坯年干燥量= 灼减 坯重 坯釉年干燥量-?+1)( % 8110/4.9102.1293224-???=-m kg m =)/(13198 年t ⑸成型 年成型量=% 1012.12912-= -年 万成型损失率坯年干燥量m )/(6.1432年万m = = )/(14665% 10113198 年t =- 规格152×152×5mm 的釉面砖1m 2以44片计 成型量（万片/年）=143.6×44=6314(万片/年) ⑹喷雾干燥 年喷雾干燥量= 年喷干损失率年成型量/15437% 5114665 1t =-=- ⑺新坯料加工量（干基） 新坯料加工量（干基）年回坯量年喷雾干燥量-= )(成型回坯率年成型量喷干回坯率年喷干量年喷雾干燥量?+?-= =)/%](814665%315437[)/(15437 年年t t ?+?==)/(13800年t 表2 坯用原料加工量计算表（干基）
沈阳化工大学学士学位毕业设计第六章技术经济评价 物料衡算 原料的确定 ⑴引入2SiO 的原料：石英砂 2SiO 是构成硅酸盐玻璃的一种主体氧化物，其含量一般都在65～75%之间。石英砂是引入二氧化硅的主要原料。 石英砂，也称硅砂，主要是由石英颗粒所组成。质地纯净的硅砂为白色，一般硅砂因含有铁质和有机物质，故多呈淡黄色或黄白色。 石英砂的纯度直接影响到玻璃的透明度，故本厂对石英砂作如下要求： 2SiO >90%，32O Al <5.2%，32O Fe <0.35% 进厂水分<7%，通常在4%左右 粒度要求40目全通过 ⑵引入O Na 2的原料：纯碱 纯碱（3NaCO ）又名苏打，是引入玻璃中O Na 2的主要原料。 O Na 2是玻璃网络外体氧化物。在玻璃中引入氧化钠的主要目的是降低玻璃粘度，使 其易于熔化，是玻璃良好的助熔剂。但引入量也不宜过高，一般瓶罐玻璃大都在14～16%之间。 纯碱为白色粉末，易溶于水，置于空气中极易吸收空气中的水分而潮解。为此，在使用前必须进行水分的测定。在熔制玻璃时氧化钠的挥发量约为本身重量的0.5～3.2%，在计算时应予以补足。 对纯碱的质量要求是：
O Na 2>98%，NaCl <1%，42SO Na <0.1% 进厂水分<3%，正常在0.2～0.3%之间 粒度要求20目全通过 ⑶引入CaO 的原料：石灰石 石灰石是引入CaO 的主要原料。CaO 是二价的网络外体氧化物，在玻璃中是主要的稳定剂，能增加玻璃的化学稳定性，防止制品日久“霉变”和大大增加玻璃的机械强度。 石灰石在自然界中分布极广，为白色、灰色块状物。 对石灰石的质量要求是： CaO >51%，32O Fe <0.1%。水分<1% 粒度要求20目全通过 ⑷作为澄清剂的原料：白砒+硝酸钠 白砒主要成分是32O As ，一般为白色结晶粉末，其为无定形的玻璃状物质。白砒是剧毒的原料，因此使用时要特别注意，并由专人保管。与硝酸盐共同使用； 硝酸钠，主要成分为3NaNO 。 ⑸作为助溶剂的原料：萤石 萤石的主要成分是2CaF ，能够加速玻璃形成反应，降低玻璃液的粘度和表面张力，促进玻璃液的澄清和均化，增加玻璃液的透热性。 ⑹碎玻璃 生产过程中产生的玻璃制品以及从熔炉放入的玻璃液经水骤冷的玻璃碎块、熔炉翻建过程的炉底料与从社会上包括玻璃制品使用厂家和物质回收部门收集的废旧玻璃制品、碎片等统称为碎玻璃。
物料平衡计算公式： 每片主药含量 理论片重= 测得颗粒主药百分含量 1.原辅料粉碎、过筛的物料平衡 物料平衡范围:97.0 %～100 % 物料平衡= %100?+a c b a-粉筛前重量(kg) b-粉筛后重量(kg) c-不可利用物料量(kg) 2.制粒工序的物料平衡 物料平衡范围:98.0 %～104.0 % 制粒工序的物料平衡= a d c b ++×100% 制粒工序的收率=a b ×100% a-制粒前所有原辅料总重(kg) b-干颗粒总重(kg) c-尾料总重(kg) d-取样量(kg) 3.压片工序的物料平衡范围:97.0 %～100.0 % 压片工序的物料平衡= a d c b ++×100% 压片工序的收率=a b ×100% a-接收颗粒重量(kg) b-片子重量(kg) c-取样重量(kg) d-尾料重量(kg) 4.包衣工序的物料平衡 包衣工序的物料平衡范围:98.0 %～100.0 % 包衣工序的物料平衡 = b a e d c +++ 包衣工序的收率 = b a c +
a-素片重量(kg) b-包衣剂重量(kg) c-糖衣片重量(kg) d-尾料重量(kg) e-取样量(kg) 5.内包装工序物料平衡 内包装工序物料平衡范围:99.5 %～100.0 % 包材物料平衡=%100?++++A a d c b B a- PTP 领用量(kg) b- PTP 剩余量(kg) A- PVC 领用量(kg) B- PVC 剩余量(kg) c-使用量(kg) d-废料量(kg) 片剂物料平衡=%100?++a d c b a ：领用量(Kg) b ：产出量(Kg) c ：取样量(Kg) d ：废料量(Kg) 6.外包装工序的物料平衡 包装材料的物料平衡范围：100% 包装材料物料平衡=%100?+++e a d c b e-上批结存 a-领用量 b-使用量 c-剩余量 d-残损量 7.生产成品率 成品率范围：90%～102% 片剂收率= %100?++a d c b a-计划产量 b-入库量 c-留样量 d-取样量
一、物料平衡计算 (1) 1、计算所需原始数据 (1) 2、物料平衡基本项目 (2) 3、计算步骤 (2) 二、热平衡计算 (9) 1、计算热收入Q s (9) 2、计算热支出Q z (11) 三、电弧炉炉型及主要参数 (12) 参考文献 (15)
一、物料平衡计算 1、计算所需原始数据 基本原始数据：冶炼钢种及成分（见表1）；原材料成分（见2）；炉料中元素烧损率（见表3）；其他数据（见表4） 表1 冶炼钢种及其成分 钢种 成分（%） 备注C Si Mn P S Cr Fe GCr9 1.00～ 1.10/1.05 0.15～ 0.35/0.25 0.20～0.40 ≤0.027 ≤0.020 0.90～ 1.20 余量氧化法 注：分母系计算时的设定值，取其成分中限。 表2 原材料成分（%） 名称C Si Mn P S Cr Al Fe H2O灰分挥发分碳素废钢0.18 0.25 0.55 0.030 0.030 余量 炼钢生铁 4.20 0.80 0.60 0.200 0.035 余量 焦炭81.50 0.58 12.40 5.52 电极99.00 1.00 名称CaO SiO2MgO Al2O3CaF2Fe2O3CO2H2O P2O5S 石灰88.00 2.50 2.60 1.50 0.50 4.64 0.10 0.10 0.06 铁矿石 1.30 5.75 0.30 1.45 89.77 1.20 0.15 0.08 火砖块0.55 60.80 0.60 36.80 1.25 高铝砖 1.25 6.40 0.12 91.35 0.88 镁砂 4.10 3.65 89.50 0.85 1.90 焦炭灰分 4.40 49.70 0.95 26.25 18.55 0.15 电极灰分8.90 57.80 0.10 33.10 表3 炉料中元素烧损率 成分C Si Mn P S 烧损率（%）熔化期25～40,取30 70～95，取 85 60～70，取 65 40～50，取 45 可以忽略 氧化期0.06①全部烧损20 0.015②25～30，取27 ①按末期含量比规格下限低0.03%～0.10%（取0.06%）确定（一般不低于0.03%的脱碳量）； ②按末期含量0.015%来确定
( 安全论文 ) 单位：_________________________ 姓名：_________________________ 日期：_________________________ 精品文档 / Word文档 / 文字可改 浅论物料衡算在污染物排放量核定中的应用(新版) Safety is inseparable from production and efficiency. Only when safety is good can we ensure better production. Pay attention to safety at all times.
浅论物料衡算在污染物排放量核定中的应 用(新版) 备注：安全与生产、效益是密不可分的。只有安全好了，才能保证更好地生产。生产中存在着一定的不安全隐患，与自然界作斗争,随时都会发生意想不到的事情，所以处处都要警惕、时时刻刻都要注意安全。 摘要：受企业装备发展和我国环境保护能力建设水平的限制，物料衡算在今后较长时间内仍是对中小型排污者进行排污量核定的一种主要方法。运用物料衡算法测算污染源强在环境影响评价和污染源调查中也十分普遍，但对物料衡算法的方法技巧缺乏深入全面的归纳和总结，难以为基层环境监察人员掌握运用。在分析存在问题的基础上，结合排污量核定实践总结进行物料衡算的一些技巧，对运用排污系数进行物料衡算要求进行全面类比调查，提出通过策略性的手段提高调查数据可信度的观点。 关键词：物料衡算;排污量核定;应用 1物料核算法定义 物料衡算法就是根据质量守恒定律而进行的物料平衡的计算。
其基本原理是不管某一生产过程中物料发生的是物理变化还是化学变化，生产过程中某一基准物的投入和产出的质量是守恒的。物料衡算法可分为总量法和定额法。总量法以调查期原材料、主副产品和回收物料总量为基础进行衡算，来计算物料总的流失量。定额法是以调查期原材料消耗定额为基础，先计算单位产品的物料流失量，在求调查期内物料流失总量。 2进行物料衡算现状及存在的问题分析 环境监察机构在对中小企业实施环境管理中，主要依托上级环保部门发布的部分行业排放当量系数和环境影响评价文件中对排放源的预测性质的物料衡算方法、结论。上级环保部门发布的部分行业排放当量系数一般是区域带有普遍意义和工艺技术水平相类似的行业，一般涉及面较窄，也缺乏针对性，实际工作中大多数行业都难以找到适用的系数。环评文件中的物料衡算针对性强，但预测性质的物料衡算与现实往往存在较大出入，还受环境影响评价审批和三同时环境管理制度限制，在设定的许多非硬件的环境保护措施(多数难以验证)下进行物料衡算，结论与实际情况经常大相径庭。环境
三、物料平衡计算的方法和步骤 （一）水泥厂的物料平衡计算 1.烧成车间生产能力和工厂生产能力的计算 （1）年平衡法 计算步骤是：按计划任务书对工厂规模（水泥年产量的要求），先计算要求的熟料年产量，然后选择窑型、规格，标定窑的台时产量，选取窑的年利用率，计算窑的台数，最后再核算出烧成系统和工厂的生产能力。 ①要求的熟料年产量可按式（3-1）计算： Q y = p e d ---100100G y （3-1) 式中 Q y ——要求的熟料年产量（t/a ）； G y ——工厂规模（t/a ）； d ——水泥重视高的掺入量（%）； e ——水泥中混合材的掺入量（%）； p ——水泥的生产损失（%），可取为3%~~5%。 当计划书任务书规定的产品品种有两种或两种以上，但所用的熟料相同时，可按下式分别求出每种水泥要求的熟料年产量，然后计算熟料年产量的总和。 Q y1=p e d ---1001001 1G y1 （3-2） Q y2= p e d ---1001002 2G y2 (3-3) Qy=Q y1+Q y2 (3-4) 式中 Q y1，Q y2——分别表示每种水泥要求的熟料年产量（t/a ）； G y1，G y2——分别表示每种水泥年产量（t/a ）； d 1，d 2——分别表示每种水泥中石膏的渗入量（%）； e 1，e 2——分别表示每种水泥中混合材的渗入量（%）； Q y ——两种熟料年产量的总和（t/a ）。 ②窑的台数可按式（3-5）计算： n= 1 .8760 h Q Qy η (3-5) 式中 n ——窑的台数； Q y ——要求的熟料年产量（t/a ）; Q h.1——所选窑的标定台时产量【t/(台·h)】； η——窑的年利用率，以小数表示。不同窑的年利用率可参考下列数值：湿法窑0.90，传统干法窑0.85，机立窑0.8~0.85，悬浮预热器窑、预分解窑0.85； 8760——全年日历小时数。 算出窑的台数n 等于或略小于整数并取整数值。例如，n=1.9，取为两台，此时窑的能力稍有富余，这是允许的，也是合理的。如n 比某整数略大，取该整数值。例如n=2.1或
物料衡算举例： 实验三对硝基苯甲醚合成工艺研究本工艺研究型实验是设计性实验。要求学生独立完成文献资料的查阅，实验方法，合成路线的选择和设计，通过与其他同学在不同的实验条件下的实验结果进行比较和分析，分析讨论工艺条件对反应的影响，掌握精细有机合成工艺研究的基本方法。 一、实验目的 1) 通过查阅文献，了解对硝基苯甲醚的各种合成路线，初步掌握合成路线选择的方法。 2) 了解相转移催化反应的原理和合成方法。 3) 掌握精细有机合成工艺研究的基本方法。 二、实验原理 相转移催化反应是指：一种催化剂加速或能使分别处于互不相溶的二种溶剂中的物质发生反应。反应时，催化剂把一种实际参加反应的实体（负离子），从水相转移到有机相中，而相转移催化剂没有损耗，重复地起“转送”负离子的作用。 对硝基苯甲醚的反应式如下： Cl NO 2CH 3 OH/ OMe NO 2 三、主要试剂及仪器
试剂：对硝基氯苯，甲醇，季铵盐，氢氧化钠。 仪器：三口烧瓶，搅拌器，温度计，球型冷凝管，熔点测定仪，气相色谱仪。 四、实验步骤 在装有搅拌器，球型冷凝管和温度计的250毫升三口烧瓶瓶中，加入39.4克对硝基氯苯, 77毫升甲醇和4克季铵盐.加热至70℃，恒温回流.然后一次加入经预热至65℃的35%氢氧化钠溶液(24克氢氧化钠和45毫升水配制而成)，反应2小时，再升温至80℃，继续反应2小时。反应完毕后将反应物倒入冰水中，过滤，滤饼依此用工业乙醇和无水乙醇重结晶几次。干燥后，测其熔点并用气相色谱仪测定含量。理论量：37.84克（原料对硝基氯苯纯度0.988；产品对硝基苯甲醚纯度0.99）虚拟工业生产放大倍数：单批、单个设备放大40000～60000倍。 设计依据 主要流程： 1.配碱过程： 2.
2.1物料衡算 2.1.1操作条件 1、原料为粗甲醇，成份及含量如下表： 物料组分号分子量粗甲醇 wt% 精甲醇 wt% 废水 wt% CO 1 28.00 0.0802 —— CO2 2 44.00 0.6319 —— H2 3 2.016 0.0030 —— CH4 4 16.03 0.0802 —— N2 5 28.02 0.0401 —— Ar 6 39.94 0.0602 —— CH3OH 7 32.03 93.8847 99.90 0.10 H2O 8 18.02 5.1697 0.10 99.90 (CH3)2O 9 46.05 0.0100 —0 C4H9OH 10 74.08 0.0400 —— ∑100.00 100.00 100.00 2、粗甲醇消耗定额：1.072吨/吨精甲醇 3、回流比：D-701 R=回流/入料=0.24 设回流物料中只含甲醇D-702 R=回流/产品=2.5 4、溶解气和轻组分(CH3)2O：Kl 中的溶解气和轻组分(CH3)2O全部由预精馏塔D-701塔顶排出，塔顶物料M不含水和重组分，塔底物料N不含溶解气和(CH3)2O。 5、重组分C4H9OH：Kl 中的重组分C4H9OH全部由主精馏塔D-702塔底排出。 6、碱液：忽略不计 7、再沸器热源：0.35MPa(表)饱和蒸汽 8、温度、压力 物料点K M N O P Q R S T 温度℃40 40 8240 105 70 62 64 40 压力MPa 0.4 0.3 0.8 0.03 0.05 0.5 0.3 0.03 0.03 9、F-701汽液平衡常数 物质CO CO 2 H2 CH4 N2 Ar CH3O H H2O
物料衡算基本理论 四、衡算方法和步骤 1，明确衡算目的通过物料衡算确定生产能力、纯度、收率 2，明确衡算对象划定衡算范围，绘出物料衡算示意图 3，对有化学反应的体系应写出化学反应方程式 4，收集与物料衡算有关的计算数据 ○1生产规模；原辅材料、中间体及产品规格； ○2有关定额和消耗指标（产品单耗、配料比、回收率、提取率、收率）○3有关的物理化学常数（密度、蒸汽压、相平衡常数） 5，选定衡算基准 6，列出物料衡算方程式 7，根据物料横算结果，编制物料平衡表 物料衡算举例 一、物理过程物料衡算 实例6-1 硝化混酸配制过程物料衡算。已知混酸组成为硫酸46%（质量百分比，下同）、硝酸46%、水8%，配制混酸用的原料92.5%的工业硫酸、98%的硝酸以及含硫酸69%的硝化废酸。试通过物料衡算确定配制1000kg混酸时各原料的用量。为简化计算，设原料中除水外的其他杂质可忽略不计。 明确衡算目的明确衡算对象 以搅拌釜为衡算范围，绘制混酸配制过程物料衡算示意图
G H2SO4 G HNO3 G 废 图中共有4股物料，3个未知数，需3个独立方程 对硝酸进行物料衡算 对硫酸进行物料衡算 对水进行物料衡算 联立方程解得 混酸过程物料衡算表 30.980.461000 HNO G =?24 0.9250.690.461000 H SO G G +=?废2430.0750.020.310.081000 H SO HNO G G G ++=?废243399.5469.4131.1H SO HNO G kg G kg G kg ===废
二，化学过程的物料衡算 1，化学过程的几个概念 转化率 收率（产率） 选择性 例6-2 甲苯用浓硫酸磺化制备对甲苯磺酸。已知甲苯的投料量为1000kg ，反应产物中含有对甲苯磺酸1460kg ，未反应的甲苯20kg 。试分别计算甲苯的转化率、对甲苯磺酸的收率和选择性。 则甲苯的转化率为 则甲苯磺酸的收率为 100% A x A =?反应物A 的反应消耗量反应物的投料量 100% y A =?按目标产物收得量折算的反应物A 的量反应物的投料量 100% A ?=?按目标产物收得量折算的反应物A 的量反应物的反应消耗量 CH 3 + H 2SO 4 CH 3 SO 3H + H 2O 110-140 100020100%98% 1000 A x -=?=146092100%78.1% 1000172 y ?=?=?
食品工厂设计实训作业 浓缩苹果汁生产苹果醋工段 物料衡算 姓名：袁玥 班级：食品质量与安全2班 学号：1311441059 指导教师：杨俊杰 提交日期：2016年5月4日
已知：班产量1000kg,瓶装规格为275ml 的苹果醋的配方对其进行物 料衡算。 一、浓缩苹果汁生产苹果果醋原料及产品规格 表一 生产1吨苹果醋饮料消耗的原料和包装材料的定额 65-78%，吸光度：<0.300，浊度：<1.0），酵母，醋酸菌干粉，纯净水。 二、工艺技术指标及基础数据 表二 苹果醋生产技术指标和基础数据
色泽：浅黄色。 香气：具有苹果香气，较为浓郁。 滋味：具有一定的酸味，有苹果滋味。 形态：呈透明状液体，长时间放置会有一定的沉淀。 杂质：无肉眼可见的漂浮物。 2、理化指标 可溶性固形物：≧3.5%（20°折光仪测定） 总酸：1.5-4.5g/L 砷：≤0.2mg/kg 铅：≤0.3mg/kg 铜：≤5mg/kg 食品添加剂按照GB2760的规定执行。 3、微生物指标 菌落总数≤100cfu/ml 大肠杆菌≤6MPN/100ml 不能含有致病菌 4、检验方法 感官理化指标按照GB/T10972中的有关规定检验 微生物指标按照GB4789.2,GB4789.中的有关规定检验 重金属指标按照GB/T5009.11,GB/T5009.13中的有关规定检验 菌落总数，大肠杆菌群按照GB4789.2，GB4789.3中的有关规定检验三、工艺流程图
四.浓缩苹果汁生产苹果果醋物料衡算过程 (一)、根据配方求出班产量为1000kg时各物料的投放量 1、发酵液计算 浓缩苹果汁：100kg 纯净水：100×70%=(100＋纯净水)×10% 计算得纯净水600kg 待发酵果汁：100＋600=700kg 酒精培养液：700×2‰=1.4kg 酒精发酵液：700＋1.4=701.4kg 醋酸发酵液：701.4×15%=105.2kg 发酵液：701.4＋105.2=806.6kg 100kg 浓缩苹果汁生产苹果醋的衡算 调配液：806.6×(6/1000＋2/1000＋7/1000＋7/1000)÷0.1=177.5kg 2、生产1000kg苹果醋所需原料的衡算 浓缩果汁需要量： 100÷36.44×1000=119.55kg 纯净水需要量： 600÷836.44×1000=717.33kg 酵母培养液需要量： ( 119.55＋717.33)×2‰=1.67kg 醋酸菌培养液需要量： ( 119.55＋717.33＋1.67)×15%=125.78kg 醋酸发酵液： 119.55＋717.33＋1.67＋125.78=964.33kg 调配液： 964.33×(6/1000＋2/1000＋7/1000＋7/1000)÷0.1=212.15kg (二)、加工后的成品质量与正常损失 浓缩苹果汁需要量：119.55－119.55×2%=117.16kg 纯净水需要量： 717.33－717.33×3%=695.81kg