食品工程原理课程设计--日产13吨浓缩牛奶蒸发器的设计.doc

0 食食品品工工程程原原理理课课程程设设计计 题题 目目: :日产日产 1313 吨浓缩牛奶蒸发器的设计吨浓缩牛奶蒸发器的设计 系系 别别: : 食品与生物工程学院食品与生物工程学院 专专 业业:_:_ 食品科学与工程食品科学与工程 学学 号号: : 201106031090201106031090 姓姓 名名: : 张子璇张子璇 指导教师指导教师: : 王健柏王健柏 联系电话： 1510690352015106903520 20132013 年年 1212 月月 3131 日日 1 目目 录录 第一章第一章 任任务书务书- 4 4 1. 设计题目及原始数据- 4 4 第二章第二章 蒸发工艺设计计算蒸发工艺设计计算- 4 4 21 蒸浓液浓度计算 - 4 22 溶液沸点和有效温度差的确定 - 5 221 各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失- 6 222 各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失- 6 223 由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失- 7 23加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算- 8 24 蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布 - 9 25 有效温差再分配 - 9 第三章第三章 蒸发器工艺尺寸计算蒸发器工艺尺寸计算-1212 31 加热管的选择和管数的初步估计-12 311 加热管的选择和管数的初步估计-12 312 循环管的选择- 13 313 加热室直径及加热管数目的确定- 13 314 分离室直径与高度的确定-14 32 接管尺寸的确定 - 14 2 321 溶液进出口- 15 322 加热蒸气进口与二次蒸汽出口- 15 323 冷凝水出口- 15 第四章、蒸发装置的辅助设备第四章、蒸发装置的辅助设备- 1515 41 气液分离器 - 15 42 蒸汽冷凝器 - 16 421 由计算可知,进入冷凝器的二次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径 D -16 第五章第五章 工艺计算汇总表工艺计算汇总表- 1616 第六章第六章 工艺流程图、工艺流程图、主体设备结构图主体设备结构图- 1717 6-1 工艺流程图 -17 6-2 主体设备结构图 -19 第七章第七章 课程设计心得课程设计心得- 2020 参考文献：参考文献：- 2121 3 第一章任务书 一、设计题目 日产日产 1313 吨浓缩牛奶蒸发器的设计吨浓缩牛奶蒸发器的设计 二、原始数据： 加热蒸气压：240kpa 冷凝器真空度：92kpa 绝对压力：1.3pa 4 10 原料浓度：13% 成品浓度：42% 牛奶原料密度：1030kg/m 3 日产量：13T/天 日工作时间：10h 生产车间在一楼 冷凝水使用深井水，平均水温 10 4 第二章 蒸发工艺设计计算 21 蒸浓液浓度计算 多效蒸发的工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率方程。计 算的主要项目有：加热蒸气（生蒸气）的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热 面积。计算的已知参数有：料液的流量、温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸 气的压强和冷凝器中的压强等。 蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算一般采用试算法。 (1)根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强及冷凝器的 压强） ，蒸发器的形式、流程和效数。 (2)根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。 (3)根据经验假设蒸气通过各效的压强降相等，估算个效溶液沸点和有效总温差。 (4)根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 (5)根据传热速率方程计算各效的传热面积。若求得的各效传热面积不相等，则应按 下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3)至（5） ，直到所求得各效传热 面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 F=4200kg/h0.130.42 8 101.3 4 总蒸发量:W=F（1-）=4200(1-)=2900.0kg/h 2 0 X X 42 . 0 13 . 0 并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设1 W :W2 =1:1.1 而 W=W1+W2 =2900.0kg/h 由以上三式可得:W1=1381kg/h;W2=1519kg/h; 设各效间的压强降相等，则总压强差为：X1= 0 1 FX FW =0.19; X2= 0 12 FX FWW =0.42 22 溶液沸点和有效温度差的确定 由各效的二次蒸汽压强从手册中查得相应的二次蒸汽温度和汽化潜热列与下表中: 蒸汽压力（KPa）温度()汽化热(kJ/kg) 一效加热蒸汽 341138.12150.7 一效二次蒸汽 19.9602393.9 二效加热蒸汽 19.8592313.4 二效二次蒸汽 1350.22380.5 进冷凝器蒸汽 943.82397.0 5 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： 有效总温度差 )( / 1 KTTt 式中 t -有效总温度差，为各效有效温度差之和，。 1 T -第一效加热蒸气的温度，。 / K T -冷凝器操作压强下二次蒸气的饱和温度，。 -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度差损失， /-由于蒸发器红溶液的静压强而引起的温度差损失， /-由于管道流体阻力产生压强降而引起的温度差损失， 221 各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失 则 f =0.0= 2 r T 162 75.0 9.2393 602.273 0162.0 2 = =0.28 1 38 . 0 75 . 0 =0.0= 2 r T 162 71.0 380.52 50.22.273 0162.0 2 0.71 =1.28 2 8 . 1 / =0.28+1.28=1.56 222 各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失 由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失 某些蒸发器在操作时，器内溶液需 维持一定的液位，因而蒸发器中溶液内部的压强大于液面的压强，致使溶液内部的 沸点较液面处的为高，二者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失 ，为简便起 见，日夜内部的沸点可按液面和底层的平均压强来查取，平均压强近似按静力学方 程估算： pm=p/+ 2 gL 式中 pm蒸发器中 液面和底层的平均压强，pa 6 p/二次蒸气的压强，即液面处的压强， ，pa 溶液的平均密度， L-液层高度 g-重力加速度， 根据 pm=p/+ 2 gL 取液位高度为 1 米 有牛乳的平均密度=1.030kg/m 3 Pm1=25.0KPa 2 181 . 9 030 . 1 9 . 19 Pm2=KPa8.11 2 181.9030.1 13 对应的饱和溶液温度为: T 1 / pm =63.3 ; T 2 / pm =58.0; 根据 = pmp tt 式中 pm t -根据平均压强求取牛乳的沸点， p t -根据二次蒸气压强求得水的沸点 所以 “ 1= T 1 / pm - T / 1=63.3-60=3.3 “ 2= T 2 / pm - T / 2=58.0-50.2=7.8 =3.3+7.8=11.1 223 由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失 由于管道流体阻力产生的压强降所引起的温度差损失在多效蒸发中末效以前各效的 二次蒸汽流到次一效的加热室的过程中由于管道阻力使其压强降低蒸汽的饱和温度 也相应降低由此引起的温度差损失即为 ，根据经验其值可以省略。 =1+1+1=3 根据以估算的各效二次蒸汽压强 1 t 及温度差损失，即可由下式估算溶液各效溶液 的沸点 t 所以总的温度差损失为 = / + + =11.1+12.7+3=15.6 溶液的沸点 ti=Ti/+ i / 1 / 1 / 11 0.28+3.3+1=4.6 10.0817.81.28 3212 所以各效溶液沸点： 7 t1=60+4.6=64.6， t2=43.8+10.08=53.9 由手册可查得 551KPa 饱和蒸汽压的温度为 138.1，汽化热为 2150.7KJ/kg，所 78.75.6143.86.115)( KSt TT 蒸汽压力（KPa）温度()汽化热(kJ/kg) 一效加热蒸汽 341138.12150.7 一效溶液 19.964.6 一效二次蒸汽 19.8602313.4 二效溶液 2550.4 二效加热蒸汽 19.8592313.4 二效二次蒸汽 1350.22380.5 进冷凝器蒸汽 943.82397.0 23 加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算 第 i 效的焓衡算式为： 01211 (.) () pw ii ippwcipwiii QDrFcWcWW cttWr 有上式可求得第 i 效的蒸发量 i W .若在焓衡算式计入溶液的能缩热及蒸发器的热损失 时，尚需考虑热利用系数一般溶液的蒸发，可取得 0.960-x（式中x 为溶液 的浓度变化，以质量分率表示） 。 第 i 效的蒸发量 i W 的 计算式为 1 0121 (.) pw iii iiippwcipw ii rtt WDFcWcWW c rr 式中 i D -第 i 效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时 i D = 1i W i r - 第 i 效加热蒸气的汽化潜热 r -第 i 效二次蒸气的汽化潜热 0p c -原料液的比热 pw c -水的比热 i t ， 1i t -分别为 第 i 效及第 i-1 效溶液的沸点 i -第 i 效的热利用系数无因次，对于加热蒸气消耗量，可列出各效焓衡 算式并与式（3-2）联解而求得。 第一效的焓衡量式为:W1= / 1 10 0 / 1 1 11 r tt Fc r r D p 189.031.019.07.0960.0 1 由相关手册查得 cp0=3.89Kg.) 8 W = i 1 11 1 11 834.0 4.2313 9.2101 189.0DD r rD 同理第二效的热衡算式为: W (a) 2 21 1 2 21 2 )( 2 t tt cWFc r rW pwo 799.019.042.07.0960.0 2 W 2 21 1 2 21 2 )( 2 t tt cWFc r rW pwo =0.799 4.2313 4.506.64 )160.489.34200( 380.52 4.2313 11 WW =800.756 1 W hWW/2900kg 21 联立(a),(b),(c)式,解得: W =1605.9kg/h 1 W =1294.1kg/h 2 D =1925.3kg/h 1 24 蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布 任意一效的传热速率方程为 Si= ii i tK Q 式中 i Q -第 i 效的传热速率，W。 i K -第 i 效的传热系数，W/（m2, ） . i t -第 i 效的传热温度差， Si-第 i 效的传热面积，m2 WrDQ 63 111 101.1243600/109.21011925.3 73.56.6438.11 111 tTt 2 6 11 1 1 0.17 5.73900 101.124 m tK Q S WrWQ 63 212 101.0623600/105.23801605.9 6.94.5060 21222 tTtTt 2 6 22 2 2 5.61 6.91800 101.062 m tK Q S 9 误差为，误差很大，应调整各效的有效温度差，重复723.0 5.61 0.17 11 max min S S 上述计算过程。 25 有效温差再分配 2221 4.23 7.78 6.95.615.730.17 m SS S t t 重新分配有效温度差得， 4.535.73 4.23 17 1 1 1 t S S t 2.256.9 4.23 5.61 2 2 2 t S S t 重复上述计算步骤 （1） 计算各效料液浓度 由所求得的各效蒸发量，可求得各效料液的浓度，即 X1= 0 1 FX FW =;210.0 9.16054200 13.04200 X2= 0 12 FX FWW =0.42 29004200 13.04200 （2） 计算各效料液的温度 因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，各种温度 差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为 50.4，即 4 . 50 2 t 则第二效加热蒸汽的温度（也即第一效二次蒸汽温度）为 6.7525.24.50 2212 ttTT 所以第一效料液的温度为 t =75.6+4.6=80.2 1 第一效料液的温度也可下列计算 t =138.1-53.4=84.7 1 说明溶液的各种温度差损失变化不大，不需重新计算，股有效总温度差不变，即 3 . 99 t 温度差重新分配后各效温度差情况列于下表： 效数第一效第二效 加热蒸汽温度 138.175.6 有效温度差() 53.425.2 料液温度() 80.250.4 10 （3）各效的热量衡算 75.6 1 TkgkJr/318.82 1 43.8 2 TkgkJr/3972 2 第一效 049.031.0102.07.0960.0 1 W = i （a） 1 11 1 11 793.0 2397 9.1012 049.0DD r rD 第二效 2 21 1 2 21 22 )( t tt cWFc r rW W pwo (b)841.0212.042.07.0960.0 2 W 2 21 1 2 21 2 )( 2 t tt cWFc r rW pwo =0.841 3972 0.45-0.28 )160.489.34200( 3972 2318.8 11 WW 1717007.0 1 W （c）hWW/2900kg 21 联立(a),(b),(c)式,解得 W =1541.8kg/h 1 W =1358.8kg/h 2 D =1944.3kg/h 1 与第一次结果比较，其相对误差为 204.0 1541.8 1605.9 1 470.0 1358.2 1249.1 1 001.0 1944.3 1295.3 1 计算相对误差均在 0.05 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 11 （4）蒸发器传热面积的计算 WrDQ 63 111 101.1353600/109.21011944.3 53.4 1 t 2 6 11 1 1 23.6 53.4900 101.135 m tK Q S WrWQ 63 212 101.0203600/10380.521541.8 25.2 2 t 2 22 2 2 22.5 25.21800 01000001.020 m tK Q S 误差为，迭代计算结果合理，取平均传热面积05.0470.0 23.6 22.5 11 max min S S 2 23.1m 2 22.523.6 S 结算结果列表 效数 12 冷凝器 加热蒸汽温度() 138.175.643.8 操作压强 Pi/ (KPa) 240139 溶液沸点 ti 80.251.2 完成液浓度(%) 2142 蒸发水量 Wi Kg/h 1541.81358.2 生蒸汽量 D Kg/h 1944.31541.8 传热面积 Si m2 23.123.1 第三章 蒸发器工艺尺寸计算 蒸发器的主要结构尺寸（以下均以第一效为计算对象） 我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。 31 加热管的选择和管数的初步估计 311 加热管的选择和管数的初步估计 蒸发器的加热管通常选用 38*2.5mm 无缝钢管。 加热管的长度一般为 0.62m，但也有选用 2m 以上的管子。管子长度的选择应根据 溶液结垢后的难以程度、溶液的起泡性和厂房的高度等因素来考虑，易结垢和易起 泡沫溶液 的蒸发易选用短管。根据我们的设计任务和溶液性质，我们选用以下的管 子。 可根据经验我们选取：L=0.8M，38 2.5mm 12 可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数 n ， （根）138 4.1103814.3 23.1 )1.0( n 3 0 Ld S 式中 S=-蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定（优化后的面积） ； d0-加热管外径，m； L-加热管长度，m；因加热管固定在管板上，考虑管 板厚度所占据的传热面积，则计算 n时的管长应用（L0.1）m. 312 循环管的选择 循环管的 截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则考虑的。我们选用的中央 循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的 40%-100%。加热管的总截 面积可按 n计算。循环管内径以 D1 表示，则 mmdnD dD i 388331381.0)0.14.0( 4 n100%)(40% 4 1 2 i 2 1 对于加热面积较小的蒸发器，应去较大的百分数。选取管子的直径为： 9mm426 ，138 根。循环管管长与加热管管长相同为 1.5m。 按上式计算出的 D1 后应从管规格表中选取的管径相近的标准管，只要 n 和 n相差 不大。循环管的规格一次确定。循环管的管长与加热管相等，循环管的表面积不计 入传热面积中。 313 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、数目及在管板撒谎能够的排列方式。 加热管在管板上的排列方式有三角形排列、正方形排列、同心圆排列。根据我们 的数据表加以比较我们选用三角形排列式。 管心距 t 为相邻两管中心线之间的距离，t 一般为加热管外径的 1.251.5 倍，目 前在换热器设计中，管心距的数据已经标准化，只要确定管子规格，相应的管心距 则是定值。我们选用的设计管心距是： mm48t 加热室内镜和加热管数采用作图法，亦可采用计算的方法。以三角形排列说明计算 过程。图 1-6 所示。 一根管子在管板上按正三角形排列时所占据的管板面积（图中阴影部分面积为）： 22 886 . 0 sinattFmp 式中：a=60;t-管心距，m; 当加热管数为 n 时，在管板上占据的中面积 F 2 2 3 1 402.0 7.0 1048886.0138n mm Fmp 13 式中：F -管数为 n 时在管板上占据的总面积， 1 管板利用系数，=0.7-0.9； 当循环管直径为 D 时，则棺板的总面积为 1 F2 2 2 332 1 214.0 4 104821042614.3 4 ）t2（ mm D 式中：F -循环管占据管板的总面积， ； 2 2 m 2t中央循环管与加热管之间的最小距离，m. 设加热室的直径,则： 0 D 866.0nt 4 2 2 0 D 4 ）t2（ 2 1 D 2 616.0214.0402.0mm 由此求得 D =886mm 所以壳体内径为 900mm,厚度为 12.0mm. 0 314 分离室直径与高度的确定 分离室的直径与高度取决于分离室的体积，而分离室的体积又与二次蒸汽的体积流 量及蒸发体积强度有关。 分离室体积 V 的计算式为： 3600* W V U 式中 V-分离室的体积，m3; W-某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h; P-某效蒸发器二次蒸汽量，Kg/m3 ， U-蒸发体积强度，m3/(m3*s); 即每立方米分离室体积每秒产生的二次蒸汽量。一般用允许值为 U=1.11.5m3/(m3*s) 根据由蒸发器工艺计算中得到的各效二次蒸汽量，再从蒸发体积强度 U 的数值范围 内选取一个值，即可由上式算出分离室的体积。 一般说来，各效的二次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式计算得到的分离室 体积也不会相同，通常末效体积最大。为方便起见，各效分离室的尺寸可取一致。 分离室体积宜取其中较大者。确定了分离室的体积，其高度与直径符合 2 * 4 VDH 关系，确定高度与直径应考虑一下原则： （1）分离室的高度与直径之比 H/D=12。对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般 不能小于 1.8m，以保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太少，否则二次 蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。 （2） 在条件允许的情况下，分离室的直径尽量与加热室相同，这样可使结构简单 14 制造方便。 （3）高度和直径都适于施工现场的安放。现取分离室中 U=1.2m3/（m3*s） ； 。H=1.8m， ，D=1.2m 3 5.20m 5.104837.03600 1358.2 3600 U W V 32 接管尺寸的确定 流体进出口的内径按下式计算 4 S V d U 式中 s V -流体的体积流量 m3/s ；U-流体的适宜流速 m/s ， 估算出内径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。 321 溶液进出口 于并流加料的三效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根 据第一效溶液流量确定接管。取流体的流速为 0.8m/s； m V D420.0 8.014.310303600 42004 u 4 0 所以取 45X2.5mm 规格管。 322 加热蒸气进口与二次蒸汽出口 各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者。取流体的流速为 30m/s m V D234.0 3014.33314.03600 1541.84 u 4 1 所以取 245X6.5mm 规格管。 323 冷凝水出口 冷凝水的排出一般属于液体自然流动，接管直径应由各效加热蒸气消耗量较 大者确定。取流体的流速为 0.1m/s m V D830.0 1.014.310003600 1944.34 u 4 2 所以取 83X3.5mm 规格管。 第四章、蒸发装置的辅助设备 41 气液分离器 蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽在分离室得到初步的分离，但是 为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液，还需设置气液分离器，以使雾沫中的 液体聚集并与二次蒸汽分离，故气液分离器或除沫器。其类型很多，我们选择惯性 15 式除沫器，起工作原理是利用带有液滴的二次蒸汽在突然改变运动方向时，液滴因 惯性作用而与蒸汽分离。取流体的流速为 25m/s 在惯性式分离器的主要尺寸可按下列关系确定：D0=D1； D1：D2：D3=1：1.5：2 H=D3 h=0.40.5D1 D0-二次蒸汽的管径，m D1-除沫器内管的直径，m D2-除沫器外管的直径，m D3-除沫器外壳的直径，m H-除沫器的总高度，m h-除沫器内管顶部与器顶的距离，m m V D257.0 2514.33314.03600 1541.84 u 4 0 D1=257mm D2=386mm D3=514mm H=514mm h=102.8mm 选取二次蒸汽流出管： 除雾器内管： mm5.6273 mm0.9426 除雾器外罩管：mm0.9530 42 蒸汽冷凝器 蒸汽冷凝器的作用是用冷却水将二次蒸汽冷凝。当二次蒸汽为有价值的产品需 要回收或会严重地污染冷却水时，应采用间壁式冷却器。当二次蒸汽为水蒸气不需 要回收时，可采用直接接触式冷凝器。二次蒸汽与冷凝水直接接触进行热交换，其 冷凝效果好，被广乏采用。现采用多孔板式蒸汽冷凝器： 421 由计算可知,进入冷凝器的二次蒸汽的体积流量可计算得到冷 凝器的直径 D 取 D=740mmm V D736.0 2014.304425.03600 1358.24 u 4 0 第五章 工艺计算汇总表 工艺计算汇总表 效数12冷凝器 加热蒸汽温度()138.175.643.8 操作压强 Pi/ (KPa)240139 溶液沸点 ti80.251.2 完成液浓度(%)2142 蒸发水量 Wi Kg/h1541.81358.2 生蒸汽量 D Kg/h1944.31541.8 传热面积 Si m223.123.1 加热管管径 (mm) 循环管管 径(mm) 加热室内径 (mm) 分离室直 径(mm) 加热管与循 环管长度 16 (mm) =38*2.5=426*9=900*12=1600 1500 溶液进出口管径 (mm) 加热蒸汽 进口与二 次蒸汽出 口管径 (mm) 冷凝水出口 管径(mm) 分离室高 度(mm) 加热管数 （根） =45*2.5=245*6.5=83X3.5 2400138 第六章 工艺流程图、主体设备结构图 61 工艺流程图 17 18 62 主体设备结构图 主体设备结构图主体设备结构图 19 第七章设计心得 本次课程设计为设计双效蒸发器对鲜牛乳进行浓缩，要对蒸发的工艺进行计算， 同时要设计出蒸发器的结构尺寸。经计算，得出设计所需参数，在理论上基本符合 要求，但要投入生产应用，需要经过实验的验证。设计过程中，也存在一些问题， 20 可能因资料的查找不够，一些计算也采取了较简便的计算方法。而且在设计的计算 过程中有的数据的取值及代入不是很准确，有的校正不是很严格，这是设计中的不 足，望王老师能谅解，并给予意见。 通过这次课程设计，使我对蒸发器有了更进一步的了解,加强了我动手、思考和 解决问题的能力。做课程设计同时也是对课本知识的巩固和加强，由于课本上的知 识太多，平时的学习并不能很好的理解和运用，所以在这次课程设计过程中，我学 到了很多。平时看课本时，有时问题老是弄不懂，做完课程设计，那些问题就迎刃 而解了。认识来源于实践，