糖类的水解反应

糖类的水解反应（共8篇）

糖类的水解反应 篇1

1 概述

高分子或颗粒态有机物因相对分子质量较大不能透过细胞膜, 而不能为细菌直接利用, 它们在水解阶段被细菌胞外酶分解为小颗粒。例如纤维素被纤维素酶水解为纤维二糖与葡萄糖, 淀粉被淀粉酶分解为麦芽糖和葡萄糖, 蛋白质被蛋白酶水解为短肽和氨基酸。这些小分子的水解产物能够溶于水并透过细胞膜为细胞所利用。因此, 水解酸化主要用于改进废水的可生化性, 为废水的有效处理创造良好的条件, 研究表明水解过程尤其是难降解物质的水解过程通常比生物生长过程慢, 因此被认为是含高分子有机物或悬浮物废液厌氧降解的限速阶段, 特别是脂类在20℃以下的转化速率非常慢[1,2]。所以水解反应的研究在废水处理中具有广泛而重要的应用价值。一般认为有机物水解降解途经为:首先水解反应器中的大量微生物将进入水中的颗粒物质、胶体物质和大分子物质迅速截留和吸附, 即生物吸附过程, 截流下来的物质吸附在水解污泥的表面, 在大量水解细菌的作用下将大分子、难于生物降解的物质转化为易于生物降解的小分子物质后, 大部分重新释放到溶液中, 在较大的水力负荷下随水流移出系统。

尽管水解酸化废水处理技术已研究和应用多年, 但多是对工艺流程、工艺参数等实际应用技术的研究, 旨在针对废水处理过程的水解机理的研究却非常有限[3]。水解机理的研究主要是集中在食品发酵领域[4,5,6]或化学、生物学科目的教学实验中[7,8,9,10], 对动力学过程研究较少涉及, 而且在水解机理研究中较少有人将吸附作为胞外酶水解的前提步骤进行分析, 对吸附研究的文章多数是从等温吸附热力学角度进行吸附剂类型、影响因素、反应条件以及对重金属吸附等方面的研究[11,12,13,14,15], 动力学研究涉及较少。本文将着重从动力学角度研究淀粉水解过程中不同阶段吸附、水解、降解的动力学方程。

本文实验以可溶性淀粉为基质, 吸附过程中淀粉颗粒被吸附到污泥表面, 溶液中的淀粉浓度降低。在吸附的同时, 在污泥表面同时发生水解反应, 淀粉水解酶将淀粉逐步水解:淀粉→糊精→麦芽糖→葡萄糖, 水解最终产物葡萄糖一部分进入细胞内部, 被微生物吸收降解产生新细胞和能量, 大部分水解产物 (包括部分中间产物) 重新回到溶液中, 同时水解污泥又吸附淀粉在其表面, 当吸附达到最大值时, 达到吸附平衡即动态平衡。因此, 本研究将按生物吸附、淀粉水解和生物降解3个步骤进行分析。

2 实验材料及方法

2.1 接种污泥

取自贵州牛羊肉生产厂的生产废水处理站调节池。

2.2 实验试剂

可溶性淀粉、重铬酸钾、邻菲罗啉、硫酸亚铁铵、硫酸亚铁、硫酸银、硫酸、磷酸二氢钾、硝酸钠、碘、碘化钾。

2.3 仪器

FA2104S电子天平、CT4D离心机、UV7500分光光度计、SA31振荡机。

2.4 实验方法

重铬酸钾法—微波快速消解法测定COD。碘显色法测定淀粉浓度。

配制浓度为1 000 mg/L左右的淀粉溶液, 分别装在250 mL的烧杯中。淀粉溶液体积为150 mL, 每个烧杯中加入50 mL的水解污泥, 在振荡器上振荡不同时间后, 通过离心机离心, 取上清液测溶液中的淀粉浓度和COD。

2.5 实验安排

根据文献资料和本实验的探索性实验, 本实验进水淀粉浓度为1 000 mg/L左右, 分别采用反应时间150 min、间隔5 min采样1次和反应时间24 min、间隔3 min采样1次, 以研究水解反应全过程和重点研究吸附阶段的动力学方程。

3 结果和讨论

3.1 实验结果

根据上述实验安排进行实验得出结果, 分别用溶液中COD浓度和淀粉浓度 (用COD表示) 表征出来 (

图1、2) 。

3.2 实验分析

3.2.1 实验分析的假设和数据的物料衡算

在研究水解污泥水解反应动力学之前, 首先进行以下假设: (1) 水解污泥对淀粉的捕捉和吸附是瞬间进行的。 (2) 系统运行的温度恒定。因为许多系数是温度的函数, 为了考虑温度随时间的波动, 应该以速率的有关表达式详细表述此项功能。 (3) pH值恒定而且接近中性。尽管pH值影响许多系数, 但很少有表达式可用来表达这种影响, 因此假定pH值恒定。 (4) 在反应初始阶段没有考虑淀粉的生物降解, 即假设速率表达式中的系数是恒定值。 (5) 模型中没有考虑N、P、其他物及营养物对有机物质的去除及细胞生长的限制, 有足够的无机营养物保证生长平衡。 (6) 水解污泥的菌种在反应中不发生改变。以上假设表示本试验不考虑底物浓度梯度、反应器构造等对污泥性能的影响。

本实验的主要测试数据为不同反应时间的淀粉浓度和COD, 需要对数据进行处理, 以得到所需要的淀粉吸附量、水解量和降解量。下面对溶液中的COD进行物料平衡计算。

COD进水= COD溶液+COD吸附 (1)

COD溶液= COD淀粉+COD水解 (2)

COD进水= COD总淀粉 (3)

COD溶液为实验过程中在取样时间测定的溶液COD。

3.2.2 吸附动力学研究

主要研究淀粉水解过程中的吸附平衡过程吸附反应速率的动力学方程拟合。水解污泥对淀粉的吸附过程是一个动态过程, 目前, 针对活性细菌的吸附机理和速率而建立描述吸附反应速率的动力学方程有很多, 本文将采用Lagergren的一级吸附速率方程, 其表达式为:

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线性整合后为:

log (undefined

二级吸附速率方程表达式为:

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线性整合为:

undefined

方程式中qeq和q分别表示在吸附平衡和时间t时水解污泥吸附淀粉的吸附量 (mg/g) , k1, ad是此阶段的吸附常数 (1/min) , k2, ad是二级吸附常数 (g/ (mg·min) ) 。这两个方程已经用在许多吸附体系中, 如藻类等[16]。

通过前述水解污泥的水解淀粉过程可以看出, 在反应时间为24 min时淀粉的减少量趋于零, 说明吸附过程趋于平衡, 而27 min之后淀粉的减少率增加, 说明由于水解作用的滞后性, 水解继续进行淀粉的吸附平衡被打破, 进而在30～60 min之间达到水解和吸附的动态平衡。但是30 min后生物的降解作用影响逐渐加剧, 淀粉吸附的数据与水解、降解的数据拆分逐渐困难。因此, 本文对水解污泥的淀粉吸附过程的动力学研究假定反应24 min时达到吸附平衡, 在此过程中主要发生吸附和水解过程, 忽略淀粉水解产物 (葡萄糖) 的生物降解过程。

下面进行吸附动力学方程拟合。

一级吸附速率方程拟合结果:

log (qe-q) =2.452 2-0.079 5 t

qe=283.70 mg/g k1, ad=0.183 1/min

R2=0.958 3

二级吸附速率方程拟合结果:

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R2=0.984 9

通过分析可知, Lagergren一级吸附速率方程和二级吸附速率方程都可以拟合吸附平衡过程, 而二级吸附速率方程的相关系数 (R2=0.984 9) 优于一级吸附速率方程的相关系数 (R2=0.958 3) 。Lagergren一级吸附速率方程描述的是准一级反应过程, 与真一级反应速率不同, 在拟合图中lnqe项有时不等于直线的截距, 二级吸附速率方程的优点是在拟合时不需要用到平衡吸附量, 而用它的线性方程又可以计算平衡吸附量, 这为平衡吸附量不好确定的吸附体系提供了方便。

3.2.3 胞外酶水解动力学研究

确定水解反应的模型可以通过多项式拟合的方法, 在反应条件的参数输入后, 确定了模型参数, 再将其带入模型。即在反应参数确定后, 使模型的参数模型也得到确定, 可通过多项式的形式, 给出在该条件下反应时间对水解度的关系图。对于一组数据{ (Xi, Yi) , i=1, 2, …, N}, 若希望采用多项式模型对数据组进行描述, 且拟合目标是对于形

如y (x) =f (a, x) =a1xn+a2xn-1+…+anx+an+1的n阶多项式模型, 求取参数a1, a2, …, an, an+1使得离差量最小。模型多项式的阶次取得太低, 拟合就粗糙;阶次太高, 拟合过头, 将使数据的噪声也被纳入模型, 因此在拟合过程中要判断模型多项式的阶次是否取得合适。本研究中在进水淀粉浓度为1 000 mg/L的条件下进行水解反应, 对淀粉水解度 (%) 和反应时间t通过多项式形式进行拟合。

首先估计参数的离差, 然后确定多项式阶数 (图5) ;拟合结果见图6, 有:

A =[-0.000 2 0.01 -0.192 4 1.528 2 0.508 8]

DA =[0.000 3 0.012 7 0.196 9 1.057 1 1.597 9]

则四阶多项式模型为y=-0.000 2 x4+0.01 x3-0.192 4 x2+1.528 2 x+0.508 8

通过以上分析可知:淀粉的水解过程是一个趋于动态平衡的过程, 该过程反应速率受前一个吸附过程吸附速率、基质浓度、传质速率等条件的影响;对水解过程的实验数据进行多项式拟合可以得到四阶多项式方程, 能够拟合淀粉的水解反应过程, 但距离指导生产设计和应用尚存在一定差距。

3.2.4 降解机理动力学研究

为确定淀粉水解酸化过程中COD降解反应的级数, 首先设S0为进水中COD的初始浓度 (即反应时间为0时的浓度) , St为反应时间t时的浓度。

以ln (S0/St) 对t作图, 确定水解酸化过程中有机物降解反应的级数。

从图7可看出, COD反应级数为1级, 呈直线关系。

在求解降解速率常数时, 采用长间隔法计算已得到精度较高的结果。1级反应为:

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式中:k1——反应速率常数, 1/min;

S0 ——进水中COD浓度, mg/L;

Si ——第i时溶液中的COD浓度, mg/L;

n ——试验数据个数;

ti——第i个反应时间。

计算出COD的反应速率常数k1, COD为0.000 569/min。

根据化学反应动力学及对COD降解反应级数的确定和反应常数的计算值, 建立有机物的降解反应动力学方程式St=S0e-kt。

4 结论

(1) 经过对水解池污泥的驯化, 水解污泥的性能得到改善, 污泥内的菌种得到优化, 具有良好的吸附和水解性能。水解污泥在较短时间内COD去除率可以达到28.2%, 而随着水解作用的加强, 溶液内COD增高, 最终由于微生物对有机物的降解作用COD呈降低趋势, 但是降解作用有限, 当反应时间为150 min时, COD去除率为30%。

(2) 对吸附平衡过程中的动力学方程拟合采用Lagergren的吸附速率方程q, 其一级吸附速率方程和二级吸附速率方程都可以拟合淀粉吸附平衡过程, 而二级吸附速率方程优于一级吸附速率方程。 二级吸附速率方程可以计算出平衡吸附量。

(3) 对水解过程的实验数据进行多项式拟合可以得到四阶多项式方程y=-0.000 2 x4+0.01 x3-0.192 4 x2+1.528 2 x+0.508 8, 能够拟合淀粉的水解反应过程。淀粉的水解过程是一个趋于动态平衡的过程, 该过程反应速率受前一个吸附过程吸附速率、基质浓度、传质速率等条件的影响, 在现有实验条件下进行多项式拟合存在误差, 距离指导生产设计和应用尚存在一定差距。

(4) 淀粉水解产物降解反应为1级反应。反应速率常数为0.000 569/min, 反应动力学方程式St=826.628 e-0.000 569 t。

糖类的水解反应 篇2

1、改进方案

1.1反应仪器及药品

仪器：84-II型磁力恒温搅拌器、直径为3cm的大试管和小试管各一支、铁架台、无孔橡皮塞一个

药品：溴乙烷(化学纯)、10%氢氧化钠溶液、65%--68%硝酸溶液、蒸馏水、硝酸银溶液

1.2实验步骤

催化反应精馏与醋酸甲酯的水解 篇3

醋酸甲酯在强酸性阳离子交换树脂催化下的水解反应是个可逆化学反应,其反应式为:

undefined3OH

其反应速度可用下式表示:

γ=k+[MeOAC][H2O]-k-[MeOH][HAC]

式中:γ——反应速率,mol-1·L-1·g-1·s-1;

k+——正反应速度常数,g-1·s-1;

k-——逆反应速度常数,g-1·s-1;

[MeOAC]、[H2O]、[HAC]——反应物和产物的浓度,mol·L-1。

当反应平衡时,反应速度为0,其平衡常数为:

K=[MeOH*][HAC*]/[MeOAC*][H2O*]=k+/k-

代入速度方程式得到:

γ=k+([MeOAC][H2O]-K-1[MeOH][HAC]

醋酸甲酯水解反应是个可逆反应,催化剂不仅可加快正反应的速率,同时也加快逆反应的速率。当反应物浓度大时,正反应的速率较大。随着反应的进行,反应物浓度减小,产物浓度增加,逆反应速率加快,这样就降低了反应的表现速率。当反应进行到一定程度,正逆反应速率相同,反应表观速率为零,此时的分解率即为平衡分解率,各物质的浓度不再变化。

盖旭东、赵之山在搅拌釜中搅拌下分别对这个反应动力学进行研究,杜育红在袋装的催化剂上对这个反应动力学进行研究。从实验数据分析,在搅拌釜中得到的醋酸甲酯水解率明显高于袋装催化剂的数据,说明前者在搅拌下消除了外扩散的影响,而后者由于袋装催化剂,外扩散的影响加大,造成水解速率下降。由于工业上采用的固定床水解工艺,催化剂在固定床中与催化剂的接触为准流态化状态,因此上述动力学研究与工业生产有较大的偏差。在工业生产中,反应温度为50～65 ℃,物料停留时间为120,醋酸甲酯的分解率只能达到22%～30%。水解液经精馏分离后,大量未水解的醋酸甲酯需要循环操作,能耗很大。因此工业上迫切需要开发提高醋酸甲酯水解率的技术。

要提高醋酸甲酯分解率,有效的方法是移走体系中产物醋酸和甲醇,使反应向分解方向进行。移走产物有两个作用,一是使逆反应速率下降,二是相对提高反应物的浓度,使催化剂催化核心利用率提高,加快分解反应进行。反应精馏就是利用上述原理,将反应和精馏过程结合起来,使反应产物与反应物分离,并将产物移出反应区,从而促进了醋酸甲酯的水解,提高了水解率。

1 反应精馏国内外技术现状

自20世纪70年代初就有很多学者开始研究利用催化反应精馏方法解决醋酸甲酯水解问题,即将醋酸甲酯、甲醇、醋酸、水四元物系精馏分离过程和醋酸甲酯催化水解过程组合在一起,实现两者的耦合,利用分离过程促进反应的进行,达到提高水解率的目的。从理论上讲,这种结合可以解决醋酸甲酯水解率低的问题,但两者如何结合却是难题。许多研究由于未能很好解决这个难题,至今未能工业应用。比较典型的研究有:

日本专利(8207.259)是最早提出催化精馏水解醋酸甲酯的专利,专利权人名叫千轮真,他将离子交换树脂水解催化剂制成纤维状编织物,而后缠绕在塑料棒骨架上,装填于塔内,据称在内径为25 mm的催化蒸馏塔中,采用固定床预分解器,水酯摩尔比为4∶1,反应温度为60 ℃,全回流条件下操作,可获得90%水解率。但该方法树脂制作困难,缠于骨架上的树脂易出现老化脱落,回收困难,且有堵塔的危险。至今未见工业应用的报道。

清华大学韩社教等提出的反应精馏水解醋酸甲酯的技术,开发了一种塔板,将催化剂放入降液管内,下流液体穿过降液管,进入催化剂层,而后与气流进行接触传质,实现分离。由于催化剂泄漏问题未能实现工业化应用。

福州大学王良恩教授研究反应精馏水解醋酸甲酯(专利号CN 1163259A),将离子交换树脂用丝网捆扎成捆扎包,水解设备结构为一圆柱塔身,其所包含的精馏塔内的反应区内填充至少5个以捆扎包方式形成的催化剂结构单元垂直交错而成,在全回流操作条件下,在水酯比2∶1时,醋酸甲酯水解率达到50%,已进行中试试验。但考虑捆扎包传质传热的困难和丝网破损等可能造成的后果及催化剂更换、检修等问题,工业应用有一定的难度。

福建化工化纤集团公司苏文瑞在中试塔径200 mm所得实验结果,在水酯比为2时,水解率为50%,最高值为61.72%。

浙江大学王成习等的反应精馏水解醋酸甲酯研究,催化剂选用强酸性阳离子交换膜,由不锈钢丝网和离子交换膜加工成催化剂填料,装于内径34 mm塔内,构成反应精馏塔,进行试验研究,但至今未见成功使用的报道。

广西大学吴如春等的催化反应精馏水解醋酸甲酯的研究,其采用的方法与福州大学的基本相同,至今未见有成功应用的报道。

从上述研究情况可看出,催化反应精馏水解醋酸甲酯技术有两个关键性难点,一是催化剂在反应精馏设备内的存在状态问题,催化剂既要实现液固接触,起催化作用,又不能泄漏;催化剂的活化、更换应该容易实现。另一个是催化反应过程和精馏分离过程的耦合匹配问题。前者包括反应精馏塔的结构型式、催化剂存在状态、液固接触状态,后者主要是解决反应过程(体积过程)和分离过程(面积过程)匹配。

自1997年开始河北科技大学的郑学明教授等对水解醋酸甲酯的工艺进行大量研究,在对醋酸甲酯水解动力学研究的基础上,经过3年多研究和实验,先后对催化剂捆绑式(即条形袋子包裹形式)、催化剂涂敷式(即将阳离子交换树脂与塔板或填料做成整体,涂敷于表面)的催化反应精馏塔进行过验证性实验研究,最后根据醋酸甲酯反应特点研制出多段组合式催化反应精馏装置,开发了新的醋酸甲酯水解工艺。多段组合式催化反应精馏装置解决了上述两个关键性难点,具有催化剂在塔内呈准流态化状态、液固接触好、不流失、易于更换、反应过程和精馏过程易于整合匹配的特点。小试过程醋酸甲酯的水解率为60%～80%。在此基础上,建立了反应精馏水解醋酸甲酯过程的物理和数学模型,应用PROⅡ软件进行模拟计算,验证了模型的准确性,掌握了工业装置设计方法。为确保该模型的可靠性进行了工业规模的中试实验,水解率始终维持70%～80%左右。实验结果证明多段组合式催化反应精馏装置水解醋酸甲酯工艺是可行的,经济上合理。

2 分段组合式反应精馏塔的基本结构和特点

图1为反应精馏塔的结构示意图,精馏段和反应段交替,最上段和最下段为精馏段。精馏段和反应段的数目原则上讲越多越好,越接近于连续反应精馏过程,但考虑工程问题的实现难度,一般精馏段为3～5段,反应段为2～3段。

分段组合式催化反应精馏塔的特点是:(1)催化剂装填、更换容易;(2)反应过程催化剂与反应液接触充分,体系处于准流化状态;(3)精馏分离过程和反应催化过程实现整合匹配;(4)过程操作稳定,易于控制。

3 反应精馏技术在广维集团公司的工业应用

广西维尼纶集团公司多年来,根据企业自身特点,采取合作创新模式与模仿创新模式,其中反应精馏技术的应用就是合作创新的具体体现。2000年9月与郑学明教授合作设计该技术,并于2001年5月投入使用,经4年多运行,其间经过几次改进,如今的情况是:在进料为8 m·h-3,组成为MeOAC 92%、H2O 8%情况下,控制分解塔水酯摩尔比为2.5,回流20 m·h-3,对应的分解率为62%～65%,对应五塔釜醋酸浓度为60%左右,塔压维持在15～20 kPa。具体工艺运行数据如表1和表2。

广维集团公司的工业应用表明,利用反应精馏水解醋酸甲酯是可行的,具有节省蒸汽、减少冷却水用量、降低物料损耗、减少物料循环、减少催化剂用量等优点。具体产生的效益如下:

(1) 经济效益

从表1数据对比看,应用反应精馏水解醋酸甲酯技术后,可节约蒸汽5.6 t·h-1,冷却水351 t·h-1,工艺水5.1 t·h-1,年创效益300多万元。

(2) 社会效益

项目实施后,未增加新污染源和不安全因素,减少了大量污水、烟尘和有机物排放。同时项目实施后,降低了产品成本,提高了市场竞争力,促进了企业的科技投入,为提高对市场经济的适应能力奠定了基础。

摘要：经过分析醋酸甲酯水解过程,可知利用催化反应精馏方法水解醋酸甲酯是可行的。应用分段组合方法,解决了催化反应精馏过程催化剂装填问题,以及反应与精馏的整合匹配问题,并实现了工业规模应用。工业应用表明用反应精馏水解醋酸甲酯是成功的,具有醋酸甲酯水解率高(达到60%75%),液体循环量小,蒸汽消耗低,循环冷却水用量小等优点。

关键词：催化反应精馏,醋酸甲酯,聚乙烯醇,水解

参考文献

[1]马延贵,等.聚乙烯醇生产技术[M].北京:纺织工业出版社,1988.

[2]盖旭东,汪展文,金涌,等.乙酸甲酯非均相水解动力学的研究[J].化学反应工程与工艺,1998,14(2):138-144.

[3]赵之山,王良恩,赵素英,等.用离子交换树脂催化水解醋酸甲酯的反应动力学研究[J].化学工程,1996,24(5):28-32.

[4]杜育红,王良恩.醋酸甲酯催化精馏水解宏观动力学的研究[J].福州大学学报(自然科学版),1999,27(4):98-102.

[5]刘雪秋,李玉秋.反应精馏技术的研究现状及其应用[J].化学工业与工程,2000,(3):164-168.

[6]福州大学.醋酸甲酯催化精馏水解工艺及其设备[P].CN 1163259A,1997-10-29.

[7]王成习,钱栋英,陈伟,等.用催化精馏技术水解乙酸甲酯的实验研究[J].化学反应工程与工艺,1998,14(2):179-184.

[8]王义凡,醋酸甲酯催化精馏水解的研究[J].三明职业大学学报,2002,(2):121-123.

糖类的水解反应 篇4

1 病例介绍

病人, 女, 22岁, 于2009年5月23日11:30步行入院, 诊断为“慢性乙型肝炎”。入院时体温36.4℃, 脉搏76/min, 呼吸19/min, 血压105/75 mmHg (1 mmHg=0.133 kPa) , 体重68kg, 意识清楚, 皮肤巩膜无黄染, 主诉体检发现肝功能异常。入院后遵医嘱给予一级护理。治疗上给予复方甘草酸苷、多烯磷脂酰胆碱、肝水解肽保肝, 茵白冲剂、健体素口服, 行凝血4项、病原学等检查。入院当天14:00静脉输注肝水解肽组50 mL (5%葡萄糖+肝水解肽120 mg) 时出现畏冷、寒战、双手皮肤瘙痒。查体意识清楚, 无口唇青紫, 面色苍白, 脉搏88/min, 呼吸23/min, 血压90/60 mmHg。考虑为肝水解肽不良反应, 予暂停肝水解肽输液, 急查血常规、血培养+药敏, 输液残余液培养+药敏, 盐酸异丙嗪25 mg肌肉注射, 心电监护2 h, 地塞米松5mg静脉注射。14:30症状改善, 脉搏80/min, 呼吸20/min, 血压110/70 mmHg。15:00查体温39.9℃, 脉搏82/min, 呼吸19/min, 血压104/68 mmHg, 意识清楚。遵医嘱给予布洛芬混悬液10 mL口服。16:00查体温37.8℃, 脉搏82/min, 呼吸20/min, 血压97/52 mmHg, 未诉畏冷、寒战等不适。第2天晨体温36℃, 培养+药敏、输液残余液培养+药敏均示阴性。

2 护理

2.1 询问过敏史

输液前先询问过敏史, 有过敏史者禁止使用。

2.2 加强巡视, 及时发现异常

病人开始输液速度要慢些, 护士要经常巡视病房, 及时发现病人的异常情况, 立即停止该组输液并报告医生, 同时保持静脉通道通畅, 遵医嘱迅速给予地塞米松5 mg静脉注射, 异丙嗪25 mg肌肉注射, 使病人的情况得到缓解。

2.3 做好心理护理

病人首次应用此药, 在用药时突然发生变态反应, 思想上毫无准备。因此护士应耐心地向病人解释, 使其明白这是用药的变态反应, 正在积极地采取措施抢救, 很快就会好转[1]缓解病人及家属的紧张焦虑情绪取得病人的配合对他们提出的问题, 要耐心讲解。帮助他们树立治疗的信心。

2.4 密切观察病情变化

给予心电监护, 监测意识、体温、脉搏、呼吸、血压变化, 给予氧气吸入, 注意观察病人临床表现, 倾听其主诉。及时反馈病人病情。

2.5 症状护理

告知病人皮肤瘙痒是变态反应的表现, 不可用手去抓, 变态反应控制后, 瘙痒也会慢慢消失, 保持皮肤清洁干燥。病人出现畏冷、寒战时注意给予保暖。出现高热时, 按医嘱给布洛芬混悬液10 mL口服并给予物理降温, 降温会大量出汗, 应随时擦干汗液, 更换衣服和床单, 防止受凉。注意休息及补充水分防止虚脱。定时监测体温, 观察并记录降温效果。

3 讨论

肝水解肽内含多肽、核酸、氨基酸等多种生物蛋白活性物质该类制剂对个别过敏体质特异体质病人易发生变态反应出现高热、寒战、丘疹等变态反应, 严重者甚至可能出现过敏性休克症状[2]。我们在工作中要注意询问过敏史, 输液时加强巡视, 掌握处理突发事件的知识, 在临床工作中不断总结并积累经验, 更好、更快地发现问题, 解决问题, 给予病人帮助, 促进病人康复

参考文献

[1]朱秀平.天地欣静脉滴注致一例变态反应的护理[J].中华现代护理杂志, 2008, 10 (5) :443.

糖类的水解反应 篇5

本工作采用水解酸化—MBR工艺处理模拟印染废水 (简称废水) , 比较了加入PAFS的运行系统与未加入PAFS的运行系统对废水的处理效果, 以及MBR的污染情况。

1 实验部分

1.1原料、试剂和仪器

实验所用废水为自行配制的模拟废水, COD为900～1 300 mg/L, BOD5/COD为0.15～0.20, 其组

成见表1。实验所用试剂均为分析纯。PAFS:分析纯。接种污泥为上海市松东净化有限公司的回流活性污泥。

TU1810型紫外-可见分光光度计:北京普析通用仪器有限责任公司;JSM-5600LV型扫描电子显微镜 (SEM) :JEOL电子株式会社。

1.2实验流程

实验流程示意见图1。

水解酸化池和MBR的容积分别为72 L 和18 L, MBR系统的泥龄 (SRT) 为50 d, 水力停留时间 (HRT) 为10 h;膜组件为聚偏氟乙烯中空纤维膜, 膜孔径为0.2 μm, 每个膜组件的过滤面积为0.4 m2。废水经潜水泵提升到水解酸化池 (装有聚酰胺弹性软填料, 填充率为30%～40%, 以便于微生物挂膜) 预处理后溢流进入MBR。由蠕动泵抽吸MBR出水, 根据污泥浓度每周向1号系统投加2次PAFS (控制Fe和Al的质量分别为污泥质量的5%和1.7%) , 2号系统未加PAFS作为对照。在MBR底部设有曝气头, 连续曝气, 水气两相呈错流形式冲击膜组件。

1.3实验方法

将污泥在MBR内空气曝气24 h, 除去其中的有机基质。污泥驯化分两个阶段, 第一阶段:向污泥中加入一定量的营养液进行培养, 然后使用一旧膜组件连续出水运行, 并逐渐加大废水加入量, 运行2周左右;第二阶段:将PAFS 加入到污泥中, 继续驯化2周, 形成颗粒较大的团状絮凝污泥。待MBR对COD 的去除率稳定在80%以上后, 换上新的膜组件, 将水解酸化池与MBR联通, 通入废水进行处理。

1.4分析方法

采用重铬酸钾法测定COD [14];采用分光光度计在最大吸收波长 (592 nm) 处测定废水吸光度, 计算脱色率[15]。采用SEM观测膜污染后的微观情况。

2 结果与讨论

2.1COD去除效果的比较

MBR正式启动后的COD去除效果见图2。由图2可见:1号系统的COD去除率在运行初期不够稳定;运行至第55天, 两个系统的COD去除率均达到85%;随后1号系统的COD去除率均高于2号系统, 最高达92.5%。说明1号系统对此泥龄条件下被截留的微生物代谢产物有较强的降解能力和吸附能力, 避免了这些难降解的微生物代谢产物在MBR中的积累, 可比2号系统排放更少的污泥, 达到了污泥减量化。

● 1号系统; ■ 2号系统

2.2废水脱色率的比较

不同处理工段的废水脱色率见图3。

● 水解酸化; ■ 1号系统; ▲ 2号系统

由图3可见:水解酸化工段的废水脱色率稳定在50%左右, 废水在水解酸化工段完成了部分脱色, 废水的可生化性提高。经过水解酸化后废水进入MBR, 1号系统运行初期的脱色率低于2号系统。原因可能是1号系统中的PAFS对降解活性艳蓝KN-R的某些细菌有抑制作用, 这与文献[16,17]的结论一致。随着系统运行时间的延长, 1号系统的废水脱色率升高, 逐渐高于2号系统, 最高达93.2%。这是因为, 随污泥浓度增大, 加入的PAFS的量增加, 更多的染料絮凝在改性的含Al和Fe的活性污泥中, 通过膜的高效截留作用, 全部细菌及悬浮物均被截流在曝气池中。同时有利于增殖缓慢的硝化细菌及其他细菌的生长和繁殖, 强化了脱色细菌的培养和驯化, 脱色细菌慢慢适应了有Fe和Al存在状况下的污泥, 故脱色率提高。说明PAFS中金属离子的电中和与其立体结构的集卷网捕作用可以有效实现废水的脱色。

2.3抽吸压力的比较

膜污染将导致抽吸压力的增大, 在膜通量一定的情况下, 抽吸压力增大速率是膜污染程度的反映。两个MBR系统的抽吸压力比较见图4。由图4可见:运行初期两个系统的抽吸压力增大速率均较平缓;随运行时间延长, 2号系统的抽吸压力的增大速率远大于1号系统, 说明加入PAFS后, 1号系统的膜污染发展缓慢[18]。

● 1号系统; ■ 2号系统

2.4膜污染的比较

污染后膜表面的SEM照片见图5。由图5a和图5b可见:2号系统的膜污染比1号系统严重, 1号系统的膜表面为均一的黏性凝胶层, 污泥絮体较少;2号系统的膜表面沉积了大量的污泥絮体、颗粒物及黏连的胶体粒子。说明加入PAFS后减缓了MBR中活性污泥在膜表面的沉积, 膜污染发展缓慢主要是因为粒径较大的颗粒具有较小的膜面净迁移速率所致[18] 。

2.5清洗后膜通量的恢复情况

当膜组件的抽吸压力达到临界压力时, 分别采用4种方法对污染膜进行清洗:水洗、水洗—碱洗、水洗—酸洗、水洗—碱洗—酸洗。水洗是用大量自来水强压冲洗;水洗—碱洗是水洗后用质量分数为2%的NaClO溶液浸泡2 h, 再水洗;水洗—酸洗是水洗后用质量分数为2%的HCl溶液浸泡2 h, 再水洗;水洗—酸洗—碱洗是水洗—酸洗后用质量分数为2%的NaClO溶液浸泡2 h, 再水洗。

4种清洗方法的膜通量恢复情况见图6。由图6可见:1号系统采用水洗-酸洗后膜通量恢复率更高, 因为酸性清洗剂可以去除Ca2+, Mg2+, Fe2+等金属离子及其氢氧化物以及无机盐凝胶层, 说明1号系统膜组件的污染主要是Fe3+、Al3+及它们的氢氧化物为主的无机物在膜表面和膜孔内沉积所形成;2号系统采用水洗-碱洗比较有效, 因为碱洗对去除膜表面的有机污染物、细菌和微生物效果显著, 说明2号系统膜组件的污染以微生物及其有机代谢产物和污泥层附着为主。两个系统的膜组件在水洗—酸洗—碱洗时, 膜通量的恢复率最高, 这可能是因为酸洗后未消除的一些无机物引起膜孔吸附和堵塞, 经NaClO清洗后膜通量又有所提高。

3 结论

a) 对比了加入PAFS的水解酸化—MBR工艺 (1号系统) 和未加PAFS的水解酸化—MBR工艺 (2号系统) 对模拟印染废水中COD和色度的去除效果。运行至第55天, 两个系统的COD去除率均达到85%;随后1号系统的COD去除率均高于2号系统, 最高达92.5%。1号系统的废水脱色率高于2号系统, 最高达93.2%。

b) 2号系统的抽吸压力的增大速率远高于1号系统, 说明加入PAFS后, 系统的膜污染发展缓慢。2号系统的膜污染比1号系统严重, 说明加入PAFS可减缓MBR中活性污泥在膜表面的沉积。

糖类的水解反应 篇6

1 病例资料

患者, 女, 65岁, 因右侧肢体瘫痪1 h于2010年7月17日12:00收住神经内科。患者意识清楚, 言语含糊, 头颅CT提示:左基底节区出血约10 mL, 诊断:脑出血。测T 36℃, P 84次/min, R 18次/min, BP 164/90 mmHg (1 mmHg=0.133 kPa) , 遵医嘱给吸氧2 L/m in, 给生理盐水200 mL加脑蛋白水解物60 mg静脉缓慢滴注。当患者输此液体约50 mL时, 突然出现胸闷、气短, 接着出现面色苍白, 大汗淋漓, 胸部及四肢出现大片荨麻疹, 全身瘙痒不适, 查体:T 37.2℃, P 96次/min, R 24次/min.立即更换液体, 遵医嘱给地塞米松5 mg、扑尔敏10 mg静脉推注, 15 min后患者症状缓解。

2 讨论

注射用脑蛋白水解物为白色或微黄色疏松块状物或粉末。本品为猪脑组织提取、分离、精制而得的无菌制剂, 内含约16种游离氨基酸, 并含少量肽。其为一种大脑所特有的肽能神经营养药物, 能以多种方式作用于中枢神经, 调节和改善神经元的代谢, 促进突触的形成, 诱导神经元的分化, 并进一步保护神经细胞免受各种缺血和神经毒素的损害。本品可通过血脑屏障, 促进脑蛋白质的合成, 影响呼吸链, 具有抗缺氧的保护能力, 改善脑内能量代谢, 激活腺苷酸环化酶和催化其他激素系统, 提供神经递质、肽类激素及辅酶前体。

糖类的水解反应 篇7

影响一个反应器处理效率的因素很多,其中反应器的结构是一个重要因素。高径比(H/D)是一个反应器最主要的结构特征参数,有研究表明它对污泥的沉降效果影响较大[1]。Sung和Dague曾采用H/D值分别为0.61、0.93、1.83和5.6的4个容积都为12L的反应器进行了对比研究,结果表明H/D值大的反应器能够保留具有较大零沉降速度的颗粒污泥,并能在排水时洗出分散的絮状污泥;而H/D值小的反应器能保留更多的污泥量[2]。Timur利用ASBR反应器进行试验,发现H/D值越大越有利于颗粒污泥的分选和培养,形成的颗粒污泥的粒径也越大,利于厌氧发酵的进行。因此,本试验通过选择不同H/D的反应器,初步探讨H/D对牛粪高浓度厌氧水解酸化特性的影响。

1 材料与方法

1.1 材料

本试验所用的牛粪取自哈尔滨市完达山奶牛养殖基地,牛饲料的主要成分为青贮饲料(玉米秸秆)。新取来的牛粪除去大的纤维后经小型搅碎机粉碎,粉碎时适当地添加一定量的水分以提高粉碎的质量和速度;粉碎后,测定物料的总固体(Total solid)和挥发性固体(Volatile solid),然后将此物料放入4℃的冰箱内储存待用。

1.2 试验装置与方法

1.2.1 试验装置

本试验所采用的试验装置为自制的小型水解酸化反应系统,水浴加热,液体循环搅拌,料液中不添加接种物。系统简图,如图1所示。

1.控制柜 2.温度传感器 3.加热器 4.发酵罐 5.集气罐 6.量筒 7.恒温水箱 8.电磁阀 9.家用增压泵

1.2.2 试验方法

本试验采用H/D分别为1、3.83、4.73,有效容积分别为5L、10L和13L的3个反应器进行试验。其中,H/D为3.83和4.73的反应器直径相同,并且材质是有机玻璃,H/D为1的反应器材质是玻璃。试验分3组:3组的温度、料液浓度和停留时间均相同,它们分别为(32±2.5)℃、9%和10天。各反应器的温度先随室温缓慢下降,当温度低于下限时开始对反应器加热,直至温度升至上限。室温为20℃。每天取样1次检测pH和氧化还原电位(ORP),每隔1天测1次挥发性脂肪酸(VFA),每次取样前对发酵罐进行搅拌。通过对pH值的监测可知在整个发酵过程中pH值始终介于5.5～6.4之间,并且在整个发酵过程中挥发性脂肪酸总量始终在增加,由最初的3500mg/L增加到13000mg/L,由此可知在整个发酵过程中发酵物料始终处于水解酸化阶段。

1.3 测试仪器及方法

TS、VS采用烘干法[3]测定, 料液的pH值由HI9224便携式酸度计测定,挥发性脂肪酸(VFA)通过安捷伦GC-6890型气相色谱仪测定。

气相色谱条件:色谱柱HP-INNowax()石英毛细管柱;柱温60℃保持2min,然后以5℃/min升至85℃,再以15℃/min升至130℃;进样口温度为220℃,分流式进样,分流比为20:1;载气为氮气。

2 结果与分析

2.1 不同高径比对挥发性脂肪酸产率的影响

挥发性脂肪酸产率是厌氧水解酸化阶段的一个重要指标,是厌氧水解酸化阶段运行好坏的标志。

2.1.1 不同高径比对总挥发性脂肪酸的影响

不同高径比对总挥发性脂肪酸和pH的影响如图2和图3所示。

从图2中可以看出,3组高径比条件下的总挥发性脂肪酸的变化规律基本一致,即在前6天总挥发性脂肪酸随时间的增加快速上升,之后总挥发性脂肪酸就基本保持不变。但在第2天和第4天3组的总挥发性脂肪酸量略有差异,利用SAS6.12统计软件进行显著性分析,p>0.05,差异不显著。

图3 所示为不同高径比对pH的影响情况,从图3中可以看出3组高径比条件下的pH的变化规律基本一致,即在前1天总挥发性脂肪酸随时间的增加快速下降,pH由刚开始的6.65降到6.0附近,之后在第2天到第6天之间也始终保持下降趋势,但下降趋势较缓,从第7天开始直到反应结束pH基本保持恒定。但在整个发酵周期内高径比为1组的pH始终高于另外两组,而其它两组的pH则基本保持一致。利用SAS6.12统计软件进行显著性分析,p>0.05,差异不显著。

2.1.2 不同高径比对挥发性脂肪酸主要成分的影响

不同高径比对挥发性脂肪酸主要成分的影响,如图4和图5所示。

由图4中可以看出,其整体趋势基本一致,都是随停留时间的增加先下降,随后在一段时期内基本保持稳定,之后又出现小幅下降。而在整个发酵周期内高径比为3.83组的乙酸和丁酸之和百分含量略高于其他两组,但在整个发酵周期内3组的乙酸和丁酸之和百分含量均高于70%,均为丁酸型发酵。利用SAS6.12统计软件进行显著性分析,p>0.05,差异不显著。

由图5中可看出,他们的整体趋势基本一致,都是随停留时间的增加先上升,随后在一定时期内基本保持稳定,之后又出现小幅上升。利用SAS6.12统计软件进行显著性分析,p>0.05,差异不显著。

3 结论

由以上的分析可知,在本试验选定的实验条件下3个不同高径比组在总挥发性脂肪酸产量、pH和挥发性脂肪酸主要成分3方面基本保持一致,这说明在本试验条件下不同高径比未对牛粪高浓度厌氧水解酸化过程产生影响。

参考文献

[1]张波.厌氧发酵反应器设计与试验研究[D].哈尔滨:东北农业大学,2006.

[2]Sung Shihwu,Dauge R R.Laboratory studies on the anaero-bic sequencing batch reactor[J].Water Environment Re-search,1995,67(3):294-301.

糖类的水解反应 篇8

PID是最经典的闭环控制方法, 其结构简单, 参数整定容易, 且不需要建立被控对象的数学模型, 有较强的灵活性和适应性, 被广泛应用于工业控制中[1,2]。为了简化控制器设计过程, 世界各大PLC生产商都在自己的开发环境中签入了PID控制模块, 这样初级工程人员就能掌握控制器的应用技术[3,4]。西门子S7-300具有强大的闭环控制功能, 在标准指令库中包含多个用于闭环控制的功能块。STEP7提供了丰富的PID控制功能模块, 可以很方便的创建PID控制器和处理设定值、过程反馈值及对控制器的输出值进行后处理[5]。本文研究的温度控制系统采用西门子PLC作为控制单元, 配合外围检测元件, 利用PID控制算法, 实现对反应釜内温度的自动控制。本文主要介绍了热水解反应温度控制系统的硬件组成、下位机程序设计过程以及在Win CC环境下进气阀的PID控制界面。

一、系统结构

反应釜温度控制系统由S7-300PLC、被控对象 (进气调节阀) 、温度变送器和上位机等部分组成, 其系统硬件结构如图1所示。其中PLC的电源选择PS307 5A (6ES7 307-1EA00-0AA0) ;CPU的型号为315-2PN/DP (6ES7 315-2EH14-0AB0) ;模拟量输入模块选用SM331 (331-7KF02-0AB0) ;模拟量输出模块选用SM332 (332-5HD01-0AB0) ;温度变送器选用K型热电偶。PLC通过通信模块CP340与上位机连接。利用Win CC可以方便进行在线参数配置和PID参数整定, 避免了离线调试和频繁程序下载的麻烦。

图2所示为控制原理图。该系统由PID控制器、D/A转换器、执行器 (进气调节阀) 、反应釜、温度变送器和A/D转换器组成的一个单回路温度控制系统。温度变送器将现场温度转化成4~20m A的电流信号, 并输送到PLC的模拟输入口, A/D转换器然后将电流信号转换成数字量, 经过CPU的运算处理和量程转换得到反应釜内的实际温度。然后将所得的温度值反馈回PLC控制器, 并将测量值和给定值进行PID运算, 获得相应的控制量, 经过D/A转换器转化成4~20m A的电流信号, 输出至执行器 (进气调节阀) , 以改变进气调节阀的开度, 从而实现对反应釜内温度的自动调节。在温度测量中为了防止干扰信号, 报警器误报警, 设置反应釜内的温度超过上限温度的时间大于1s时, 声光报警器发出警报, 并关闭总进气阀, 同时在Win CC上显示发生故障的时间和故障类型。

二、下位机程序设计

在HW Config界面下, 根据PLC各个模块的安装次序和订货号依次插入机架、电源、CPU、I/O模块等。设置模拟量输入模块的输入类型为TC-IL, 输出范围为型号K;设置模拟量输出模块的输出类型为I, 输出范围为4~20m A。热水解反应中, PID控制反应釜内温度的程序设计包括PLC程序设计和Win CC程序设计。

利用功能块PID_C控制反应釜内的温度, 其调用时的梯形图如图3所示, 功能块的左侧为输入参数, 右侧为输出参数。设置DB92为功能块PID_C的背景数据块。

在OB35中调用PID控制模块, OB35的循环中断时间即为PID控制的采样周期, 在CPU的属性中设置OB35的循环中断时间为50ms。温度变送器将4~20m A的电流信号输送到AI模块中, 经过A/D转换后的数字量除以10, 得到的即为反应釜内的温度值。考虑温度控制属于大滞后系统, 调节器采用PI类型。根据反应要求, 当反应釜工作在自动状态时, PID的手动模式是不起作用的, 如果按下PID的手动按钮, 需要强制的把M600.0 (手动模式的标志位) 置零。当反应釜内的温度达到PID的开启温度时, PID切换至自动模式 (DB92.DBX284.2=1) , 自动调节进气阀的开度。通过修改PID控制器参数, 使反应釜内的温度缓慢上升到设定值, 然后进行保温。当保温时间结束时, PID自动切换至手动模式 (DB92.DBX284.2=0) , 并且关闭进气阀 (DBD294=0) , 热水解反应进入卸料阶段。

表1为PID模块的主要参数。调用PID功能模块时, 将测得的反应釜内的温度设为PV_IN (测量值) , 把温度变送器的最大值和最小值分别赋值给"DB_T1_PID".SP_HLM (DB92.DBD52) 和"DB_T1_PID".SP_LLM (DB92.DBD56) 。输入参数设置COM_RST:=FALSE, CYCLE:=T#50MS;输出参数将LMN_PER:=“进气阀” (输出通道为QW6) , 这样PID控制器功能块即可工作。为了避免在PID从手动切换至自动模式时进气阀出现大的波动, 需要将PID在手动模式时的输出值赋给自动模式时的输出值, 即"DB_T1_PID".LMN="DB_T1_PID".LMN_OP, 对应的地址为DB92.DBD40=DB92.DBD294。PID控制温度的程序流程图如图4所示。

三、上位机程序开发

图5为PID控制进气调节阀的Win CC界面。其中Kp为PID的比例系数, Ti为积分系数, Td为微分系数, SP为设定值, PV为测量值。通过此界面可以方便修改PID控制器参数和设定值, 手自动模式选择, 进气阀的开度手自动调节, 反应釜内的温度动态显示等。

创建外部变量, 将各个参数、按钮、棒图与对应的外部变量连接起来。表2所示为PID控制中的外部变量。M600.2的初始状态是0, 当按下PID的自动按钮时, M600.2=1;松开自动按钮时, M600.2=0, 目的是让M600.2产生一个上升沿信号。同理, 手动按钮也可产生一个上升沿。阀开度的显示框是含两个叠加的显示框, PID自动模式下阀开度的显示框和手动模式下阀开度的显示框。设置自动模式下阀开度的显示框的I/O域组态类型为输出, 显示动态与Light相同;手动模式下阀开度的显示框的I/O域组态类型为输出和输入, 显示动态与Light相反。当PID运行在自动模式时, 自动模式的指示灯变亮, 同时显示自动模式下阀开度的显示框;当PID运行在手动模式时, 手动模式的指示灯变量, 显示手动模式下阀开度的显示框。左右箭头的作用是在PID手动模式时, 手动调节阀的开度, 每次的变化量是1%。

四、结语

本控制系统应用S7-300系列PLC内部的PID功能块, 对反应釜内的温度进行恒温控制[6,7]。在调试过程中, 可以根据反应釜内温度的变化曲线, 通过Win CC软件在线修改PID参数, 使系统达到动态响应快, 超调量小的目的。本文提出的PID控制器可应用于热水解反应的其它过程变量的控制, 将会大大改善污泥处理的热水解反应效果, 提高企业的经济效益, 并且控制系统操作简单, 应用范围广。

参考文献

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[2]吴海燕.PLC闭环控制系统中PID控制器的实现[J].可编程控制器与工厂自动化, 2006 (08) :47-50.

[3]胡乐, 李会军, 方灶军, 等.基于PLC的PID参数自整定[J].控制工程, 2008 (S2) :14-15, 65.

[4]魏震, 贾青.PLC中PID模块指令的应用[J].化工自动化及仪表, 2003 (01) :19-22.

[5]罗庚兴, 宁玉珊.基于PLC和WinCC的PID液位控制系统的研究[J].南方金属, 2011 (05) :12-15.

[6]杨靖, 雷声勇.基于PID算法的S7-200PLC锅炉水温控制系统[J].机床电器, 2010 (06) :33-35.