工程原理设计.doc

17食品工程原理课程设计说明书设计题目： 蔗糖水溶液三效并流蒸发装置 设计者：班级 2010级食品科学与工程3班 姓名 李世燕 学号 20104061315 指导教师： 吴大伟 设计成绩： 日期 黑龙江八一农垦大学食品学院目录1 前言31.1 蒸发流程特点31.2 .操作任务31.3 设计条件及设计方案说明32. 蒸发器的工艺计算42.1（1）各效蒸发量和完成液浓度的估算42.2 各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差的估算52.2.1各效由于沸点而引起的温差损失52.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高(温度差损失）62.2.3由于流动阻力而引起的温差损失72.2.4各效料液的温度和有效总温差72.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸汽发水量的初步计算82.4 蒸发器传热面积的估算92.5有效温度的再分配102.5.2 重复上述计算步骤102.6 计算结果列表133 蒸发器的主要结构尺寸设计143.1.1 加热管的选择和管数的初步估计143.1.2 循环管的选择143.1.3 加热室直径及加热管数目的确定143.1.4 分离室直径与高度的确定1532 接管尺寸的确定163.2.1 蔗糖的进出口163.2.2 加热蒸汽进口与二次蒸汽出口163.2.3 冷凝水出口174 蒸发装置的辅助设备174.1 气液分离器174.2 蒸汽冷凝器174.3 泵的选型185 三效并流蒸发装置流程图186 参考文献18任务设计说明书1 前言1.1 蒸发流程特点 蒸发器可广泛用于医药、食品、化工、轻工等行业的水溶液或有机溶媒溶液的蒸发,特别适用于热敏性物料(例如中药生产的水、醇提取液等)。同时，蒸发操作也可对溶剂进行回收。 蒸发是使含有不挥发溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸气，从而使溶液中溶质浓度提高的单元操作。蒸发有它独特的特点：从传热方面看，原料液和加热蒸气均为相变过程，属于恒温传热；从溶液特点分析，有的溶液有晶体析出、易结垢、易生泡沫、高温下易分解或聚合、粘度高，腐蚀性强；从传热温差上看，因溶液蒸气压降低，沸点增高，故传热温度小于蒸发纯水的温度差。 随着工业蒸发技术的发展，蒸发器的结果和型式也不断的改进。目前，蒸发器大概分为两类：一类是循环型，包括中央循环管式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；另一类是单程型，包括升膜式、降膜式、升降膜式等。这些蒸发器型式的选择，要多个方面综合得出。现在化工生产实践中，为了节约能源、提高经济效益，很多厂家采用的蒸发设备是多效蒸发。因为这样可以降低蒸气的消耗量，从而提高蒸发装置的各项热损失。多效蒸发流程可分为：并流流程、逆流流程、平流流程以及错流流程。在选择型式时应考虑料液的性质、工程技术要求、公用系统的情况等。1.2 .操作任务（1） 蒸发器处理能力为年产40000吨蔗糖水溶液；（2） 每年按照300天计，每天24小时；（3） 蔗糖水溶液的原料浓度为11，完成液体浓度为57；原料液温度为第一效沸点温度；（4）加热汽压力为200 kPa（绝压），冷凝器的绝压为15 kPa（绝压）；（5）各效蒸发器的总传热系数分别为K1=1500 W/（m2）、 K2=1000W/（m2），K3=800W/（m2）（6）蒸发器中溶液的液面高度为1.5 m；（7）各效加热蒸发汽的冷凝液在饱和温度下排出，假设各效传热面积相等，忽略热损失。（8）中央循环管式蒸发器1.3 设计条件及设计方案说明本次设计要求采用中央循环管式蒸发器，在工业上被称为标准蒸发器。其特点是结构紧凑、制造方便、操作可靠等。它的加热室由一垂直的加热管束构成，在管束中央有一根直径较大的管子，为中央循环管。结构和原理：其下部的加热室由垂直管束组成，中间由一根直径较大的中央循环管。当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内气液混合物的平均密度较小。在密度差的作用下，溶液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有标准蒸发器之称。为使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积，一般为其余加热管总截面积的40%100%；加热管的高度一般为12m；加热管径多为2575mm之间。但实际上，由于结构上的限制，其循环速度一般在0.40.5m/s以下；蒸发器内溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，每一效的温差不能小于57。通常，对于沸点升高较大的电解质溶液，应采取23效。由于本次设计任务是处理蔗糖水溶液。这种溶液是一种沸点升高较大的电解质，故选用三效蒸发器。另外，由于蔗糖水溶液是一种粘度不大的料液，故多效蒸发流程采用并流操作。多效蒸发器工艺设计的主要依据是物料衡算、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目为蒸发器的传热面积。2. 蒸发器的工艺计算2.1（1）各效蒸发量和完成液浓度的估算 总蒸发量 W=F1-x0x3=55561-0.110.57=4483kg/h因并流加料，蒸发中无额外蒸气引出，可设W1:W2:W3=1:1.1:1.2W=W1+W2+W3=3.3WW1=44833.3=1359kg/hW2=1.11359=1494kg/hW3=1.21359=1631kg/hX1=FX0F-W1=55560.115556-1359=0.1456X2=FX0F-W1-W2=55560.115556-1359-1494=0.2261X3=0.57以上各式中：W总蒸发量，kg/h;Wi各效蒸发量，kg/hF原料液流量，kg/h； Xo，xi原料液及各效完成液浓度（质量%）。2.2 各效蒸发溶液的沸点和有效总温度差的估算设各效间压力降相等，则总压力差为p=P1-Pkl=200-15=185kPa各效间的平均压力差为Pl=P3=1853=61.7kPa由各效的压力差可求得各效蒸发室的压力，即P1l=PL-Pi=200-61.7=138.3kPaP2l=P1-2Pi=200-261.7=76.6kPaP3l=Pkl=15kPa式中 P -各效加热蒸汽压强与二次蒸气压强之差KPa， -第一次加热蒸气的压强KPa-末效冷凝器中的二次蒸气的压强KPa由各效的二次蒸汽压力，从手册中可查的相应的二次蒸汽的温度和气化潜热列于下表中效数123二次蒸汽压力Pl.kPa138.376.615二次蒸汽温度Til.(即二次蒸汽的气化的温度)109.293.253.5二次蒸气的气化潜热ril.kJ/kg（即下一效加热蒸气的气化潜热）2234.4227523702.2.1各效由于沸点而引起的温差损失根据各效二次蒸气温度（也即相同压力下水的沸点）和各效完成液的浓度X1，由蔗糖水溶液的杜林线图可查得各效溶液的沸点tAJ分别为tA1=110tA2=102tA3=55则各效由于溶液蒸气压下降所引起的温度差损失为1l=tA1-T1l=114.5-109.2=5.32l=tA2-T2l=102-93.2=8.83l=tA3-T3l=65-53.5=11.5所以l=5.3+8.8+11.5=25.62.2.2由于液柱静压力而引起的沸点升高(温度差损失）为简便计算，以液层中部点处的压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，则根据流体静力学方程，液层的平均压力为Pav=Pl+avgL2式中：蒸发器中液面与底部间平均压强，Pa - 二次蒸发的压强，即液面处的压强，Pa - 溶液的平均密度，kg/ L - 液层高度，m g 重力加速度，m/所以Pav1=P1l+av1gL2138.3+1.0909.811.52=146.3kPaPav2=P2l+av2gL2=76.61.1209.811.52=84.8kPaPav3=P3l+av3gL2=15+1.1509.811.52=23.5kPa由平均压力可查得对应的饱和温度为TPav1ll=113TPav2ll=94.8TPav3ll=62所以1ll=TPav1ll-T1l=110-109.2=0.82ll=TPav2ll-T2l=94.8-93.2=1.63ll=Tav3ll-T3l=62-53.5=8.5ll=1ll+2ll+3ll=0.8+1.6+8.5=10.22.2.3由于流动阻力而引起的温差损失取经验值1，即1lll=2lll=3lll= 1，则lll=3故蒸发装置的总得温度差损失为=l+ll+lll=25.6+10.3+3=38.92.2.4各效料液的温度和有效总温差由各效二次蒸气压力Pl,及温度差损失i，即可由下式估算各效料液的温度ti。t1=T1l+11=1l+1ll+1lll=5.3+0.8+1=7.12=2l+2ll+2lll=8.8+1.6+1=11.43=3l+3ll+3lll=11.5+8.3+1=20.8各效料液的温度为t1=T1l+1=109.2+7.1=116.3t1=T2l+2=93.2+11.4=104.6t1=T3l+3=53.5+20.8=74.3有效总温度差t=TS-TKl-式中：t 有效总温度差，为各效有效温度差之和，； 第一效加热蒸汽的温度，； 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度， 总的温度差损失，为各效温度差之和，由手册可查得200kPa饱和蒸气的温度为120.2、气化潜热为2204.6kJ/kg，所以t=TS-TKl-=120.2-53.5-38.6=28.12.3 加热蒸汽消耗量和各效蒸汽发水量的初步计算第1效的热量衡算式为W1=1=D1r1r1l+Fcp0t0-t1r1i对于沸点进料，t0=t1，考虑到蔗糖溶液浓缩热得影响，热利用系数计算式为1=0.98-0.7xi，式中xi为第i效蒸发器中料液溶质质量分数的变化1=0.98-0.70.1456-0.11=0.9551所以W1=1D1r1r1l0.95512204.62234.4D1=0.9424D1 （a）第2效的热量衡算式为W2=2=W1r2r2l+Fcp0-W1cpwt1-t2r2l2=0.98-0.70.2261-0.1456=0.9237W2=2W1r2r2l+Fcp0-W1cpwt1-t2r2l=0.92372234.42275W1+55563.768-4.187W1110.32275=0.909W1+293.47（b）对于第3效，同理可得3=0.98-0.70.57-0.2261=0.7393W3=3W2r3r3l+Fcp0-W1cpwt2-t3r3l=0.739322752370W2+55563.768-4.187W1-4.187W210462370=0.886W1+516（c）W1+W2+W3=44483 （d）联解式（a）至式（d），可得W1=1362kg/hW2=1491kg/hW3=1630kg/hD1=1445.8kg/h 2.4 蒸发器传热面积的估算 式中：- 第i效传热速率，W; - 第i效的传热系数，W/（）； - 第i效的传热面积， ； - 第i效的传热温差，Q1=D1r1=1445.8223410003600=0.89106Wt1=T1-t1=120.2-116.3=3.9S1=Q1K1t1=0.8910615003.9=153.4m2Q2=W1r2l=13622234.41033600=0.84106Wt2=T2-t2=T1l-t2=109.2-104.6=4.6S2=Q2K2t2=0.8410610004.6=183m2Q3=W2r3l=149122751033600=0.94106Wt3=T3-t3=T2l-t3=93.2-74.3=18.9S3=Q3K3t3=0.9410680018.9=62.3m2误差为1-SmunSmax=1-62.3183=0.340.05 ,误差较大，应调整各效的有效温差重复上 2.5有效温度的再分配S=S1t1+S2t2+S3t3t=153.43.9+1834.6+62.318.928.193.6m2重新分配有效差温度差得t1l=S1St1=153.493.23.9=6.4t2l=S2St2=18393.24.6=9.0t3l=S3St3=62.393.218.9=12.02.5.2 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，可求各效料液的浓度，即X1=Fx0F-W1=55560.115556-1939.6=0.168X2=Fx0F-W1-W2=55560.115556-1939.6-2017.8=0.38X3=0.57（2）计算各效料液的温度，因末效完成液浓度和二次蒸气压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为74.3，即t3=74.3则第3效加热蒸气的温度（也即第2效二次蒸汽温度）为T3=T2l=t3+t3l=74.3+13.1=87.4由第2效二次蒸气的温度（87.4）及第2效料液的浓度（）查杜林线图，可得第2效料液的沸点为102。由液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失可视为不变，故第2效料液的温度为t2=tA2+2ll+2lll=102+1.6+1=104.6同理T2=T1l=t2+t2l=104.6+7.9=112.5由第1效二次蒸气的温度（112.5）及第1效料液的浓度（）查杜林线图，可得第2效料液的沸点为112.2，则第1效料液的温度为t1=tA1+1ll+1lll=110.2+0.8+1=112第1效料液的温度也可以由下式计算t1=T1-t1l=120.2-7.1=103.1说明溶液的各种温度差损失变化不大，不需要重新计算，故有效总温度差不变，即t=28.1温度差重新分配后各效温度情况列于下表：效次123加热蒸气温度 T1l=120.2T2l=112.5T3l=87.4有效温度差 t1l=7.1t2l=7.9t3l=13.9料液温度（沸点）t1=112.0t2=104.6t3=24.3（3）各效大的热量衡算T1l=112.5 r1l=2224kJ/kgT2l=87.4 r2l=2267kJ/kgT3l=53.5 r2l=2370kJ/kg第1效1=0.98-0.7x1=0.98-0.70.168-0.11=0.939W1=1D1r1r11l=0.939D122042224=0.931D1 （e）第2效2=0.98-0.7x2=0.98-0.70.38-0.168=0.83W2=2W1r2r2l+Fcpa-W1cpat1-t2r2l=0.8321572225W1+(100003.66-4.169W1)143.8-124.52225=0.8051W1+310.5（f）第3效3=0.98-0.7x3=0.98-0.70.57-0.38=0.847W3=3W2r3r3l+Fcpa-W1cpa-W2cpat2-t3r3l=0.84722252355W2+(100003.66-4.187W1-4.187W2)124.5-86.82355=0.901W1+531（g）W1+W2+W3=4483 （h）联解式（e）至式（h）,可得W1=1335.3kg/hW2=1506.1kg/hW3=1646.6kg/hD1=1434.3kg/h与第一次计算结果比较，其相对误差为1-13621335.3=01=06=0.006计算相对误差均在0.05一下，故个效蒸发量的计算结果合理。其各效溶液浓度无明显变化，不需要重新计算。（4）蒸发器传热面积的计算Q1=D1r1=1434.322341033600=0.89106t1l=6.4S1=Q1K1t1l=0.8910615006.4=92.7m2Q2=W1r1l=1335.522241033600=0.82106t2l=9.0S2=Q2K2t2l=0.8210610009.0=91.1m2Q3=W2r2l=1506.122671033600=0.94106t3l=12.6S3=Q3K3t3l=0.9410380012.6=93.2m2误差为1-SmunSmax=1-91.193.2=0.0230.05，迭代计算结果合理，取平均传热面积S=78.9m22.6 计算结果列表效次123冷凝器加热蒸气温度Ti.120.2112.587.453.5操作压力Pil.kPa2001001515溶液温度（沸点）ti.112.0104.674.3完成液浓度Xi.%16.83857蒸发量Wi.kg/h1335.31500.11646.6蒸气消耗量Di.kg/h1434.3传热面积Si.m292.791.193.23 蒸发器的主要结构尺寸设计3.1.1 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573.5mm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=1.5 ,573.5 mm无缝钢管可根据加热管的规格与长度初步估计所需的总管子数n (根)3.1.2 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：3.1.3 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、数目及在管板上的排列方式。 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。根据数据表加以比较选用三角形排列式。 由于加热管的外径为57 mm，可取管心距为70mm，一根管子按正三角形排列进所占据的管板面积为： Fmp=t2sin =0.866t2=0.866702=4243.4 mm2 当热管n=48时，占据面积为：式中：- 管数为n时在管板上占据总面积，管板利用系数 0.70.9当循环管直径为D1=774mm时，管板的面积为：F1=0.655m2设加热室直径为D0，则 求得 D0=1.069m=1069mm故可取加热管室内径为1200mm，壁厚为12mm3.1.4 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。计算分离室体积V的计算式为:V=W3600U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的密度，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=1.11.5 m3/(m3s)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V=D2H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=1.2 m3/(m3s)，则此时 m3H=1.5 m D=1.47 可取D=1.5m32 接管尺寸的确定 流体进口接管的内径 D=式中 Vs-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。3.2.1 蔗糖的进出口 于并流加料的双效蒸发，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0.8 m/s，进料处蔗糖密度为1018kg/m3，qm=2250 kg/hd=0.0311 m 所以取=382.5 mm 规格管3.2.2 加热蒸汽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，加热蒸汽的绝压为160KPa , 蒸发室的绝压为15 KPa。些时，压强蒸汽的密