食品工程原理课程设计

1、1食品工程原理课程设计说明书食品工程原理课程设计说明书设计题目： 番茄双效并流加料蒸发装置设计 姓 名： 严锋 班 级： 食品科学与工程三班 学 号： 20134061324 指导教师： 张春芝 日 期： 2015.6.7 2目目 录录1.设计题目设计题目:.32.任务书任务书.32.1 设计任务及操作条件.32.2 设计项目.33. 蒸发工艺设计计算蒸发工艺设计计算.43.1 各效蒸发量及完成液液浓度估算.43.1.1 总蒸发量的计算.43.1.2 加热蒸汽消耗量和各效蒸发量.43.2 多效蒸发溶液沸点和有效温度差的确定.6t3.3 根据有效传热总温差求面积.83.3.1 则重新分配温差.9

2、3.3.2 计算各效料液温度.93.4 温差重新分配后各效蒸汽的参数.93.5 计算结果列表.114. 蒸发器的主要结构尺寸设计蒸发器的主要结构尺寸设计.114.1 加热管的选择和管数的初步估算.124.2 循环管的选择.124.3 加热室直径及加热管数目的确定.134.4 分离室面积的确定.144.5 蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图.175蒸发装置的辅助设备蒸发装置的辅助设备.185.1 汽液分离器.185.2 蒸汽冷凝器.186. 工艺计算汇总表工艺计算汇总表.197. 对本设计进行评述对本设计进行评述.19参考文献参考文献.1931. 设计题目设计题目: 番茄双效并流加料蒸发装置设

3、计2.任务书任务书2.1 设计任务及操作条件设计任务及操作条件含固形物 6%（质量分率，下同）的鲜牛乳，拟经双效真空蒸发装置进行浓缩，要求成品浓度为 25%，原料液温度为第一效沸点（60） ，加热蒸汽压力为 300kPa(表)，冷凝器真空度为 93kPa，日处理量为 19 吨/天，日工作时间为 8 小时，试设计该蒸发过程。假定采用中央循环管式蒸发器，双效并流进料，效间流动温差损失设为 1K，第一效采用自然循环，传热系数为 900V/(m2k)，第二效采用强制循环，传热系数为 1800V/(m2k)，各效蒸发器中料液液面均为 1m，各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出，并假设各效传热面积相等，

4、忽略热损失。2.2 设计项目设计项目2.1 写出设计计算书（计算过程及计算结果尽量表格化） 。2.2 蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。2.3 蒸发器的主要结构尺寸设计。2.4 主要辅助设备选型，包括气液分离器及蒸汽冷凝器等。2.5 绘制蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图。42.6 对本设计进行评述。3. 蒸发工艺设计计算蒸发工艺设计计算3.1 各效蒸发量及完成液液浓度估算各效蒸发量及完成液液浓度估算3.1.1 总蒸发量的计算总蒸发量的计算 W=F(1-) nXX0F=2735 /h81000*19则 W=2735*(1-)=2078.6/h%25%6设两效的蒸发量相等,W1：W2=1

5、:1.1 且 W1=1180.3Kg/h W2=938.4Kg/h则 X1=0.110WFFX3.1180273506.0*2735 X2=0.25210WWFFX4。898-3.1180273506.0*27353.1.2 加热蒸汽消耗量和各效蒸发量加热蒸汽消耗量和各效蒸发量 据已知条件，定效间流动温差损失为 1K，查饱和水蒸气表，列出各热参数值如下表各热参数值蒸汽压力（kpa）温度（）汽化热（kJ/kg）效加热蒸汽300133.4721685效二次蒸汽19.9602355效加热蒸汽19.8592357效二次蒸汽8.642.32396进冷凝器蒸汽8.041.32398可计算 1=011rTT

6、F2=7.4*106 K/J221rTT 1000*23963.4260 CPF=CPV(1-V )=4178*(1-0.06)=3927.32 J/KF在 60下 水的 CPV=4178 J/K热利用系数 一般可取 0.98V1=(S1+FCPF1)*1= S11=0.98S1V2=S2+（FCPF- CPVV1）2*2=V1+（3000*3509.52-4178*0.924S1）*6.6*10-6*0.826=0.67+77.9又知 V1:V2=1；1.1 则 0.98S1+0.67S1+77.9=2078.6 /h得 S1=1212.5/hV1=0.98S1=1188.3 /hV2 =8

7、98.3/hS2= 1188.3 /h4)换热面积得计算A1=11.04111TK111TSKrs3600*60)-(133.47*90010*2168*1212.536A2=25.88222TK 222TSKrs3600*42.3)-(59*180010*2357*1188.33因为所求换热面积不相等，应根据各有效面积相等的原则重新分配各有效温差。方法如下：t1= , t2= 又知AK11AK22A1= ， A2= 则相比可得111TK222TK t1= , t2=11TAA22TAA温差相加得，=t1+t2= 则tATAT2211AA=t2211TATA3.2 多效蒸发多效蒸发溶液沸点和有

8、效温度溶液沸点和有效温度差的确定差的确定t=(T1-Tk)- 式中t有效总温度差，为各效有效温度差之和，tT1 第一效加热蒸汽的温度，Tk冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，总的温度差损失，为各效温度差损失之和，=+，式中由于溶液的蒸汽压下降而引起的温差损失，或因沸点升高引起的温差损失，7由于蒸发器中溶液的静压强而引起的温度差损失，由于管路流体阻力产生压强而引起温度差损失， 校正法求 =f0=0.01620，式中iirT2)273(0常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温差损失，f校正系数，无因次Ti操作压强下水的沸点，也是二次蒸汽的饱和温度，ri操作压强下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kgX1=0.1

9、 时，0=0.60 f=0.0162=0.76iirT2)273(2355)27360(0162. 02X2=0.25 时，0=0.94f=0.0162=0.67iirT2)273(2396)2733.42(0162.02则 可得 1=f0=0.76*0.6=0.462= f0=0.68*0.94=0.63 则 =1+2=0.67+0.63=1.09 同时由上面计算可得各效料液温度t1=T1+1=60+0.46=60.46t2=T2+2=42.3+0.63=42.93 由蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失 平均压强按静力学方程估算8Pm=P+ 式中2gLPm蒸发器中液面与底部平均压强，PaP二

10、次蒸汽的压强，Pa溶液的平均密度，/m3L液层高度，mg重力加速度，m/s2=tpm-tp 式中tpm根据平均压强求水的沸点，tp根据二次蒸汽压求得溶液沸点， 所以在效蒸发器中，Pm1=P1+=19.9+=24.9 kPa2gL21*81. 9*030. 1查得 tpm1=62.7 由于牛乳的沸点和水相近，则取二次蒸汽压强下水的沸点为溶液沸点，得 1=62.7-60=2.7同理，Pm2=P2+=8.6+=13.7 kPa2gL21*81. 9*030. 1tpm2=51.5 得，2=51.5-42.3=9.2 则 =1+2=2.7+9.2=11.90 各效间由流动阻力引起的温差损失 取经验值为

11、 1K，则=2 最后得 =+=1.09+11.9+2=14.99 则=(T1-Tk)-=（133.47-42.3）-14.99=76.18 t93.3 根据有效传热总温差求面积根据有效传热总温差求面积A= t2211TATA则 =16.3m218.767.16*88.2547.73*04.113.3.1 则重新分配温差则重新分配温差t1= =49.7 11TAA47.73*3.1604.11 t2=26.5 22TAA7.16*3.1688.25重复上述计算步骤；1）X1=0.110WFFX3.1180273506.0*2735X2=0.25210WWFFX3.8983.1180273506.

12、0*27353.3.2 计算各效料液温度计算各效料液温度 因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变 ，各种温差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为 49.7则第二效加热蒸汽的温度，也是第一效二次蒸汽的温度T2=49.7+26.5=76.23.4 温差重新分配后各效蒸汽的参数温差重新分配后各效蒸汽的参数各热参数值10蒸汽压力（kpa）温度（）汽化热（kJ/kg）效加热蒸汽300133.472168效二次蒸汽41.476.22316效加热蒸汽38.275.22311效二次蒸汽8.642.32396进冷凝器蒸汽841.32398可计算 1=（-）3.2*10-5K/J11rTTF310*23162.76

13、60 2=1.4*105 K/J221rTT 1000*23963.422.76CPF=CPV(1-V )=4184*(1-0.06)=3932.9J/KF在 76.2下 水的 CPV=4184 J/K热利用系数 一般可取 0.98V1=(S1+FCPF1)*1=【S1+3000*3502.8*（-）5.3*10-6】1=0.924S-55.71V2=【S2+（FCPF- CPVV1）2】*2=【V1+（2735*3932.9-4184*0.98S1）*1.4*10-5】*0.98=0.90S1+147.6得 S1=1163.5 /hV1=1140。2 /hV2=938.4/h11S2= 11

14、40.2/h与第一次计算结果比较 1-=0.042.11403.11801-=0.044.9383.898相对误差均在 5以下 ，故各效蒸发量的计算结果合理，其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算，蒸发面积重新计算：A1=13.6111TK111TSKrs3600*52.27*90010*2168*5。11633A2=14.3222TK 222TSKrs3600*26.5*180010*2314.5*1140.23误差 1-=1-=0.05=0.05maxminSS3。146.13则结果合理，则取平均传热面积为 A=13.63.5 计算结果列表计算结果列表效数加热蒸汽温度 Ti，133.477

15、2.6操作压力 Pi，kPa30033.4溶液温度 Ti，6042.3完成液浓度 Xi，1025蒸发量 Vi，/h1140.2938.4消耗蒸汽量 Si，/h1163.51140.2传热面积 Ai，13，6143124. 蒸发器的主要结构尺寸设计蒸发器的主要结构尺寸设计本设计采用的是中央循环管式蒸发器，蒸发器主体为加热室和分离室，加热室由直立的加热管束所组成。管束中间位一根直径较大的中央循环管。分离室是汽液分离的空间。4.1 加热管的选择和管数的初步估算加热管的选择和管数的初步估算 根据经验加热管选用 573.5 ，L=1.00 m当加热管的规格与长度确定后，由下式可初步估算所需的管子数 n;

16、n=85 根 ) 1 . 0(0LdA)1.01(*57*14.36.13式中；A蒸发器的传热面积，由前面工艺计算而定； d0加热管外径，m L加热管长度，m4.2 循环管的选择循环管的选择中央循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管截面积的40100。按经验，选取 80进行计算，加热管的总面积可按 n 计算，循环管内径以 D1表示，则； D12=0.8 ndi244所以 D1=di=412 8 . 0 n)2*5.357(*85*8.0即循环管的内径 D1=412 mm查食品工程原理P440的管子规格表，选择近似的标准管子，13可取外径 D=468 ，壁厚取 28则循环管的规格为 46828得

17、 循环管面积 S= D12=0.14 423)10*424(414. 3又有，S=0.8 ndi2 则；4n=89 根 28 . 04idS23)10*50(*14. 3*8 . 014. 0*4则 n=89 与所估计的 n=85 很接近，因此循环管的规格可以确定为 468284.3 加热室直径及加热管数目的确定加热室直径及加热管数目的确定加热室的内径取决于加热管和循环管的规格，数目及管板上的排列方式，此设计选择用三角形的排列方式为准。中央循环管式蒸发器管心距 t 为相邻两管中心线间的距离，t 一般为加热管外径的1.251.5 倍。由加热管的规格 573.5，根据食品工程原理课程设计指导P12

18、 表 1-2，不同加热管尺寸的管心距，可选取t=70。选择三角形排列进行计算；一根管子在管板上按正三角形排列时所占据的管板面积为Fmp=t2sin=0.866t2=0.866*(70*10-3)2=4.24*10-3式中；=60；t管心距，m当加热管为 n 时，在管板上占据的总面积；F1=0.45mpnF8.010*24.485314式中；F1管数为 n 时在管板上占据总面积 管板利用系数，一般在 0.70.9，这里取=0.8；当循环管直径为 D1时，则管板的面积为F1=0.25 42D21）（t410*)702426(14. 323式中；F1循环管占管板的面积， 2t中央循环管与加热管之间的

19、最小距离，m.设加热室直径为 D0,则；=20D442D866. 0212）（tnt =0.71 25.08.0866.0)10*70(8523求得 D0=0.951 m =951 mm ,经过圆整取 D0=950mm管子排列示意图如下，实际尺寸与示意图尺寸之比为 10:1154.4 分离室直径与高度的确定分离室直径与高度的确定计算分离室的体积 V；V=UW3600式中；V分离器的体积，m3V二次蒸汽量，kg/h某效二次蒸汽的密度，kg/m3U蒸汽体积强度，m3/(m3.s),一般允许值为U=1.11.5 m3/(m3.s)，在本设计中取 U=1.2 m3/(m3.s)。又知，V1=1140.

20、2 kg/h，=0.280kg/m3(查食品工程原理)1则 V1=0.942.1280.036002.1140V2=938.4 kg/h ，=0.024 kg/m32V2=0.92.1024.036004.938由于各效的二次蒸汽量不同，其密度也不同，所得分离室体积也不相同，通常末效较大。为方便起见，各效分离室尺寸取一致，分离室体积取其中较大者。因此在本设计中选取V=0.94在确定了分离室的体积，其高度与直径符合 V=,确HD42定高度与直径应考虑以下原则； =12,且 H 1.8 m DH 分离室的直径应尽量与加热室直径相同。16考虑以上条件，经试验几组数据，取 H=2.0m,D=1.2m,

21、这组数据比较合理。4.5 接管尺寸的确定接管尺寸的确定 流体进口接管的内径按此式计算uVds4式中；流体的体积流量，m3/hSV u流体的适宜流速，m/s4.5.1 溶液的进出口内径溶液的进出口内径 对于并流的双效蒸发，第一效溶液量最大，则可根据第一效的流量确定接管。 溶液的进出口适宜流速按强制流动的情况考虑，同时为设计方便，进出口直径选取相同。本设计进口处番茄酱的密度=1220 kg/m3,进料的质量流量=2735 kg/h，取 =1.0m/s(食品工程原理设计指导书P13)，则mqu=0.03muVds412200.114.3360027354则查食品工程原理P440 管子规格表，取相近的

22、标准管mm5 . 2384.5.2 加热蒸汽与二次蒸汽出口加热蒸汽与二次蒸汽出口 加热蒸汽第一效的蒸汽量较大，则 S1=1163.5 kg/h，取17=30m/s，蒸汽进入时 Pab=300kPa,得=1.70kg/m3，则u=0.01m，则取相近标准管子uVds43700.114.336005.11634 mm5 . 389若各效结构尺寸一致，则二次蒸汽体积流量应取各效中较大者，则以第一室产生的二次蒸汽计算，则，V1=1030.8 kg/h,在Pab=33.4kPa 下，得=0.210 kg/m3，取 =30m/s，则u=0.24m ,则取相近标准管子uVds430210. 014. 336

23、008 .10304mm5 . 62454.5.2 冷凝水出口冷凝水出口 冷凝水排出属于液体自然流动，接管直径应以各效加热蒸汽消耗量较大者确定，在本设计中，第一效加热蒸汽消耗量较大，即S1=1163.5 kg/h，又=1000 kg/m3，取 =0.10 m/s，则u=0.065m,则取相近标准管子uVds410.0100014.336005.11634mm5 . 3684.6 蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图。蒸发装置流程图18中央循环式蒸发器5蒸发装置的辅助设备蒸发装置的辅助设备 蒸发装置的辅助设备主要包括汽液分离器与蒸汽冷凝器。5.1 汽液分离器汽液分离器 蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量液体，虽然在分离室得到初19步分离，但为了防止有用产品损失或防止污染冷凝液，还需设计汽液分离器，以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸汽分离，其类型多，设