蔗糖液真空蒸发装置

/食品工程原理课程设计说明书(甘蔗液真空蒸发装置)学院：食品科技学院班级:食品科学与工程10０2班姓名：白家玮学号：24指导老师：谭军刘茹设计时间：2０１２／12/２０～一、设计任务本次设计的任务是根据所提供的原始数据和要求设计蔗糖液三效真空蒸发装置，确定蒸发器的型式及蒸发流程；进行工艺计算，确定蒸发器的传热面积及结构尺寸。（一)。设计要求：1、采用各效传热面积相等的蒸发器；２、原料液采用沸点进料;3、加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出；4、各效均无抽气;5、各效有效温度差不少于５-7℃６、加热管长度不得大于2m;(二）原始数据１、原料液处理量:F=1０0002、起始液浓度：Xo=16%3、完成液浓度:Xn=5８%４、冷凝器压强：2０kＰａ二、设备型式的选定中央循环管式蒸发器结构紧凑,操作可靠,制造方便,溶液循环好,传热效果好，有标准蒸发器之称，对于较粘的液体易结垢或在浓缩过程中会产生结晶的溶液都可采用,但溶液的循环速度较低,并且由于溶液的循环使蒸发器中溶液的浓度接近于完成液的浓度，溶液沸点高,传热温差小，影响传热。中央循环管式蒸发器的主体是加热室和分离室。加热室由直立的加热管束所组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管。分离室是汽液分离的空间。此外，这种蒸发器的加热室不易清洗。中央循环管式蒸发器适用于处理结垢不严重,腐蚀性较小的溶液。本试验所处理的原液为1６%的蔗糖溶液，粘度较小，完成液浓度为５8%，不会出现结晶。适合用中央循环管式蒸发器,所以本实验采用中央循环管式蒸发器.三、工艺流程及其说明(一)确定工艺流程根据蔗糖原液的粘度不高的特性,采用并流法操作。并流加料法的优点为：后效蒸发室的压强要比前效的低,故溶液在效间的输送可以利用效间的压强差，而不必另外用泵。随着压强的降低,各效中溶液的沸点也随着降低,这样，糖汁便在温度较低的情况下进行蒸发,因而可减少蔗糖的转化和焦化,以及还原糖分解等有害影响。在并流加料法中，前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽，后一效的加热室即为前一效的冷凝室此外，由于后效溶液的沸点比前效的低,故前效的溶液进入后效时,会因过热而自动蒸发,因而可以多产生一部分二次蒸汽。采用多效蒸发的目的是为了充分利用热能，减少生蒸汽的消耗,从而提高蒸发装置的经济性。但随效数的增多，虽然能够节约较多的生蒸汽，同时设备费用也随之增加，所以综合考虑采用三效。三效真空蒸发方案可使用蒸汽机的低压废气作为热源，第一效蒸汽压力比较低,各效真空度比较高。这样，糖汁便在温度较低的情况下进行蒸发，因而可减少蔗糖的转化和焦化,以及还原糖分解等有害影响。使用低压蒸汽作加热蒸汽,各效的二次蒸汽温度也相应较低，且又是三效，热损失比较小.且设备简单,投资小，操作管理简便。（二）工艺流程图四、工艺设计计算（一）估算各效蒸发量和完成液浓度:1、总蒸发水量W：W=Ｆ（１-X０/Ｘ4）＝１0000×(１—16％／58%)＝7241。４ｋg2、各效浓度：∵并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出∴W1：W2：W3＝1:1．1：1．2而W＝Ｗ1+W2＋W3=３．3W１∴各效蒸发量：Ｗ1＝219４。4kg/ｈＷ2＝２4１３。8W３＝26３３.3kg∴各效浓度:Ｘ1=FX０/(Ｆ-W1)=10000×1６％/（10000—２194.4）=２０。5%X2＝ＦX0/（F—Ｗ1-W２)＝10000×16％/（10０00－2194.4－24１3。８）=２９。7％X3＝FX0/（Ｆ-Ｗ１-Ｗ2－W3）=10００0×1６%/（１０000—２19４。4—2４13．8—２6３3.３）=58。0％（二)计算各效溶液沸点和有效温度差:1、各效二次蒸汽压强按三效经验公式估算，则各效间平均压强差为：ΔPｉ＝(P1—Pk)／N=(2００—１5)/4=６1。７Kｐa则各效压强为：P1ˊ=P1-ΔPi=２00-61.7=138。3KＰaP2ˊ=P1-2ΔPi=200—2×61．7＝７６.6KPaＰ3ˊ=Ｐ１—３ΔPi=200-３×40。5=14．9KＰa由各效的二次蒸汽压力，可查得相应的二次蒸汽的温度和汽化热,具体如下表1效数参数第1效第2效第3效二次蒸汽压力138．3７6.61４.9二次蒸汽温度1０8.９91。254.７二次蒸汽汽化热2234．７2283。3２37０。1２、各效的各种温度差损失各效因溶液蒸汽压下降、加热管内液柱静压强及管路流动阻力而引起的温度差损失为、、.（1）因溶液蒸汽压下降而引起的温度差损失表2效数参数第1效第2效第3效二次蒸汽温度108．９91.2５4。7各效完成液浓度Ｘｉ/％20.529．758.0各效温度差损失0.4１0.９42.７1(由完成液溶度和二次蒸汽温度，从指导书的表1０可查得）∴∑=0．41+０。94+2.７1=4。06℃(2)因加热管内液柱静压强而引起的温度差损失根据设计要求,Ｌ<2ｍ，所以取L＝1。５m表3效数参数第1效第２效第3效二次蒸汽压强138．376。614．9糖液密度ρ，kｇ/ｍ310６３１08311２5各效溶液平均压强Pmｉ/kPa１41．183。521.1对应饱和温度1０9．892。756．9各效完成液浓度Xｉ/％20。529。７58.０二次蒸汽温度10８。991.254。７各效温度差损失0．9１．52．２(由完成液溶度，从指导书的表12可查得糖液密度;再根据算得）∴∑Δi″=0．９＋１。５+２。２=4。6（3）因管路流动阻力而引起的温度差损失为取经验值1℃∴（４）蒸发装置的总温度差损失为∑Δ=∑Δiˊ+∑Δi″+∑Δi″’＝４.0６+３+3．８＝1(５）各效溶液的沸点和有效总温度差表4效数参数第１效第2效第３效二次蒸汽温度108．９91.２54。7各效总温度差损失2．313。４45.９1各效溶液沸点11０。36９3．358.59(根据可算得各效溶液的沸点）从《化工原理》附录十，可查得P1＝200kＰaT1=1２０。2℃γ1=2204ｋJ/kgРｋ=2０．０kPaTk=∴有效总温度差∑Δt＝(T1—TK）－∑Δ=（120．2－６0.1）－1０．８6=5(三）多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量第一效：焓衡算式为：W1=η１［D１γ１/γ1ˊ+FCpw（t０—ｔ１)/γ1ˊ］∵沸点进料∴t0=t１又热利用系数取η1=０.98∴W1=η1D1γ1/γ1ˊ＝0。９8D1×2204．3/２214．9=０.9８Ｄ１第二效：焓衡算式为：W2=η2[W1γ2／γ2ˊ＋（ＦCp0-W1Cpw）×（t１—ｔ2）/γ2ˊ](取η2=０。98)Ｃp０＝4。１87×［１—（0.71—０.0018×1２0。2＋0。0011×0．２0５)×20。５/1０0]＝３.76KJ/ｋgW2＝0．9８×[220４。４W１／2280。３＋（７８0０×3.７6-４．18７Ｗ1)×（120.2—１0８。９）/2２8０．3]=１39.０1+0.9３W１第三效：焓衡算式为:(取η3=0。９８）∵Cp0=4.187×［1-（0.７1－0。0０18×1０8。9+0。0０11×0.297）×２9。7/100]=3.５5KJ/kg∵W3=０.98×［2280．3Ｗ2/２3６７。5+（７800×３.55-4．１87W2-４．1８７W1）×（９１.２－54。7）／23６7。5]=417.9８+０.81Ｗ1又W=W1+W2+W４=7241.4kｇ∴D１＝2489。2ｋgW１=2439.5ｋgＷ2＝2407。7ｋgＷ3=2467．18ｋｇ（四）、传热面积由公式：Si=Qi／kiΔti;Ｑi=Dｉγｉ;Δｔi=Tｉ—ｔiKi=４65Tｉ/xi表５第１效第2效第３效各效加热蒸汽消耗Dikg/h2439.５24０７.72467．１8各效加热蒸汽蒸发热γiKＪ／kg2204.32280．３2367。5各效传热系数Kikcal/m3。h.℃2794.581750。79７31。72各效加热蒸汽温度Ti℃１20。2108.９９1.2各效溶液沸点ｔｉ℃1１0.４90．3５8.６Δti=Ｔi-ｔi℃9.818。6３2.6各效的传热面积Ｓi/m2５6.9２５７．31５８.55取平均传热面积为S=１.1×（S1+S2+S3）/3=63．35五、计算结果汇总列表：表12效数参数第1效第2效第３效冷凝器加热蒸汽温度Tｉ℃120。2108。9９1。257.6操作压强Pｉˊ/kPa20０138７6。６１8．0溶液沸点tｉ℃110。４９０.358。6各效完成液浓度Ｘi/％20。52９.758．0蒸发水量Ｗikg/ｈ２194。42413。82633.３生蒸汽消耗量Dkg/ｈ243９.5最终有效温度差Δti℃9.81８.632．6总有效温度差Δti℃59。24平均传热面积Sm263。35六、蒸发器的主要尺寸(一）加热室1.管子数目ｎ及中央循环的直径Ｄ２(内径）的计算蒸发器加热管选用Φ４2×3mm,管长L＝1．5ｍ管子数目n=A/πdHＬ=63.3５/(3。14×42×10－3×１．5）=321（根）按三角形排列管束，管间距取542.管板直径Ｄ1（外径)Ｄ１=1。15ｔn1/2=1.1５×54×3211/2＝1圆整D１=Φ16０0ⅹ18m—-《化工过程与设备课程设计指导书》3。中央循环的直径D2（内径）D２=（0.36ｎd02)1/２={0.36×3２1×[（42-６)]２｝１／2＝３８6。9圆整Ｄ２＝Φ500×１0.0（二）蒸发室1.蒸发室直径D3ﻩ为了使结构简化，一般取蒸发室直径和加热室直径相同∴D3＝D１=Φ1600ⅹ18m２．蒸发室高度H考虑到除沫器与辅助设备安装，为方便蒸发器与原料液分离充分,蒸发器高度取为加热管长的1。6倍∴H=1.６×１。５=2.4m(三）接管尺寸1．进料管与出料管尺寸（根据物料蒸发特点,进出料管尺寸相同）u1＝1．1d1=（４VS1/πu1）１／2=[４ⅹ1000０／(３。１4ⅹ1。１ⅹ３600ⅹ106３)]１/2=55．012。二次蒸汽出口管路取u2=50ｍ／sW３＝2６33。３ｋｇ/hＴ3=５４。7℃ρd2=（４W/πρu2）1/２=［4ⅹ2633．3/（3.１4ｘ0.１０43ｘ3600x5０）]1/2=4２2。7３．冷凝水出口管路取u2=0.5m／sW3=２６3３．３kｇ/hρ＝10００kgd3=（4VＳ３/πｕ3）1／２=［４ⅹ2633。３/(3.14ⅹ１00０ⅹ3６0０ⅹ0。5）］1/2＝43。164.生蒸汽进口尺寸取ｕ4=2５m/sＰ1=２0０kPaρ=7.8４０kg／m3D1=２43９.５D＝（４D1／πρu４)1/２=[4ⅹ24３9．5/(３。１４ⅹ2５ⅹ３6０0ⅹ７。８40）］1/2=126。３６（四)设计结果汇总表13蒸发器尺寸设计总表设计部件名称尺寸加热室传热面积/m263．35中央循环管直径／ｍmΦ50０×10.0管板直径/ｍmΦ1600ⅹ18加热管根数321加热管长度/m１。５加热管直径／mｍΦ４2ⅹ3蒸发室直径/mmΦ1600ⅹ１8高度/