楠食工原理作业设计

1、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加料蒸发装置的设计设计者：班级食品科学与工程姓名学号指导教师：设计成绩：日期：2012.10黑龙江八一农垦大学食品学院目 录1. 设计任务12. 设计方案简介2 3. 三效并流蒸发设计计算44. 蒸发器的主要结构尺寸的计算155. 蒸发装置的辅助设备的选用计算176. 三效蒸发器结构尺寸确定207. 附图228. 参考文献229. 后记231 设计任务1.1 设计题目蔗糖水溶液三校并流加料蒸发装置的设计。1.2 设计任务及操作条件 处理能力 3万屯/年蔗糖水溶液 设备型式 中央循环管式蒸发器 操作条件 .1 蔗糖水溶液的原料液浓度为11%，

2、完成液的蔗糖浓度57%，原料液温度为第一效沸点温度.2 加热蒸汽压力为200kPa(绝压)，冷凝器压力为15kPa(绝压).3 各效蒸发器的总传热系数K1=1500W(m2·)，K2=1000W(m2·)，K3=800W(m2·).4 原料液的比热容为3.768Kj/(kg.),各效蒸发器中料液液面高度为：15m.5 三效中的液体平均密度为1120kg/1260kg/ 1270 kg/.6各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设各效的传热面积相等，并忽略热损失.7 每年按300天计，每天24小时连续运行.8厂址：大庆地区2. 设计方案简介2.1 多效蒸发的目的

3、是：通过蒸发过程中的二次蒸汽再利用，以节约蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。目前根据加热蒸汽和料液流向的不同，多效蒸发的操作流程可以分为平流、逆流、并流和错流等流程。本设计根据任务和操作条件的实际需要，采用了并流式的工艺流程。并流流程也称顺流加料流程（如图1），料液与蒸汽在效间同向流动。因各效间有较大的压力差，液料自动从前效流到后效，不需输料泵；前效的温度高于后效，料液从前效进入后效呈过热状态，过料时有闪蒸出现。此流程有下面几点优点：各效间压力差大，可省去输料泵；有自蒸发产生，在各效间不必设预热管；由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失小；装置操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减

4、少。同样也存在着缺点：由于后效温度低、浓度大，因料液的黏度增加很大，降低了传热系数。故，本流程只适应于黏度不大的料液。2.2 蒸发器简介 随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与型式亦不断改进与创新，其种类繁多，结构各异。根据溶液在蒸发中流动情况大致可分为循环型和单程型两类。循环型蒸发器可分为循环式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；单程蒸发器包括升膜式、降膜式、升降膜式及刮板式等。还可按膜式和非膜式给蒸发器分类。本设计采用了中央循环管式蒸发器，下面就其结构及特点作简要介绍。 中央循环管式蒸发器中央循环管式蒸发器（如图2）又称标准蒸发器。其加热室由一垂直的加热管束（沸腾管束）构成，管束中央

5、有一根直径较大的管子叫做中央循环管，其截面积一般为加热管束截面积的40100。加热管长一般为12m，直径2575mm，长径比为2040。其结构紧凑、制造方便、操作可靠，是大型工业生产中使用广泛且历史长久的一种蒸发器。至今在化工、轻工等行业中广泛被采用。但由于结构上的限制，其循环速度较低（一般在0.5m/s以下）；管内溶液组成始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温差小；设备的清洗和检修不够方便。其适用于结垢不严重、有少量结晶析出和腐蚀性较小的溶液。 强制循环蒸发器强制循环蒸发器（如图3）是依靠外加力循环泵使液体进行循环。它的加热室有卧式和立式两种结构，液体循环速度大小由泵调节，根据分离室

6、循环料液进出口的位置不同，它又可以分为正循环强制蒸发器及逆循环强制蒸发器，循环料液进口位置在出口位置上部的称为正循环，反之为逆循环。逆循环强制蒸发器具有更多优点。液体在加热管内的循环流速通常在1.2-3.0米/秒范围之内（当悬液中晶粒多，所用管材硬度低，液体粘度较大时，选用低值），加热管可以是立式单程，立式双程，卧式单程，卧式双程，后两者设备总高较小但管子不易清洗且易磨损管壁。循环泵的扬程要与循环系统的阻力匹配，一般是流量大扬程低。由于溶液温度接近沸点在泵的选型时要注意气蚀问题。强制循环蒸发器用于避免在加热面上沸腾的产品而形成结垢或产生结晶。为此，管中的流动速度必须高。当循环液体流过热交换器时

7、被加热，然后在分离器的压力降低时部分蒸发，从而将液体冷却至对应该压力下的沸点温度。由于循环泵的原因，蒸发器的操作与温差基本无关。物料的再循环速度可以精确调节。蒸发速率设在一定的范围内。在结晶应用中，晶体可以通过调节循环流动速度和采用泵强制循环，具有蒸发速率高，浓度比重大，特别适用于浓度或粘度较高物料的蒸发；强制循环蒸发器蒸发设备的一类。溶液在设备内的循环主要依靠外加动力所产生的强制流动。循环速度一般可达1.5-3.5米/秒。传热效率和生产能力较大。原料液由循环泵自下而上打入，沿加热室的管内向上流动。蒸汽和液漠混合物进入蒸发室后分开。蒸汽由上部排出，流体受阻落下，经圆锥形底部被循环泵吸入，再加入

8、吸热管，继续循环。3. 三效并流蒸发设计计算3.1 估计各效蒸发量和完成液浓度（1） 其中 F每小时的进料量，Kg/h W每小时的水份蒸发总量，Kg/h 因并流加料，存在着自蒸发，又蒸发中无额外蒸气引出，可取 W1：W2：W31: 1.1: 1.2因为W= W1+ W2 + W3 =3.3W1 计算出各效的蒸发量 kg/h =1.1×1018.5=1120.0kg/h =1.2×1120.0=1222.2kg/h 由（1）式得（2） 由（2）式得 计算出各效的浓度0.2259=0.5683.2 估计各效液的沸点和有效总温差设各效间压力降相等，则总压力差为kpa各效间的平均压

9、力差 kpa由各效压力差可求得各效蒸发室的压力，即 kpa kpakpa表1 有关资料列表效数二次蒸汽压力, kpa138.376.715二次蒸汽温度, (即下一效加热蒸汽温度)108.892.153.5二次蒸汽的气化潜热 kj/kg(即下一加热蒸汽的氢化热）2245.72280.62370.0 求各效因溶液沸点而引起的温度损失 根据各效二次蒸气温度和各完成液浓度xi，由蔗糖水溶液杜林线图可得各效蔗糖的沸点分别为则各效由于溶液沸点比水的沸点升高而引起的温差损失所以 求由于液柱静压力而引起的温度损失为方便起见，以液层中点处压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，根据流体静力学方程，液层的平均

10、压力 （其中l为液面高度，m）（3）所以 由平均压力查得对应饱和温度为所以 故 由流动阻力引起的温差损 取经验值1，即 ，则综合(1)(2)(3)步得总温度损失19.9313.43.5=+=+=DåDåDååD、 各效料液的温度和有效总温差 各效温度损失得 各效料液的温度为 由因 由手册查得200kPa饱和汽温度为120.2，气化潜热为2204KJ/Kg,所以3.3 加热蒸气消耗量和各效蒸发水量的初步计算 由热量衡算式 （4）在（4）式，其中第i效加热蒸气量,Kg/h第i效加热蒸汽的汽化潜热,K/K第i效二次蒸汽的汽化潜热, K/K原料液的比热容,K/(

11、Kg/)分别为第i效和第i-1效溶液的温度(沸点), 热损失量,K.J 由(4)式两边同时除以得: （5）由式（5）去掉，乘以热利用系数i，表示上式得: 对于沸点进料，考虑到蔗糖溶液浓度浓缩热影响，热利用系数算式为其中为第i效蒸发器中液料溶质质量分数的变化. 第效热衡算式为=(a) 第效热衡算式为 = =0.8846+94.1(b)同理得第效 =0.6729-0.0396+148.6 (c) 又3361(d)联解（a) (b)(c)(d)=1212.2kg/h =1166.4kg/h=982.4kg/h =1292.9kg/h3.4 蒸发器传热面积估算 WWW35.825.88000.7391

12、0tKQS63333=´´=D 误差1->0.05，误差较大，应调整各效有效温差，使三个蒸发器的传热面积尽量相等。3.5 有效温差的分配取平均值 若使各Q值保持不变则有其中是各效经过有效温差再分配后的温差11.23.6 重复上述步骤 计算各效料液的质量分数=0.508 计算各效料液温度因末效完成液浓度和二次蒸发气压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液温度仍为66.3即=66.3 则第效加热蒸汽的温度为查杜林图，得第效料液沸点为，由液柱静压力及流动阻力引起的温度损失可视为不变，故第效的料液温度为同理查杜林图，得第一效料液沸点为， 则由上知，各种温差损失变化不大

13、，无需重新计算。故有效总温差不变，即 温差重新分配后各效温度列于表2表2 各效温差重新分配表效次加热蒸汽温度，T1=120.2=106.1=85.9有效温度，=11.2=16.1=19.6料液温度（沸点），=109=90=66.3 各效热量衡算查手册得出kJ/kgkJ/kgkJ/kg第效.（e)第效 = =.(f)第效 =90úûùêëé÷øöçèæ´+2374.666.3-90187.4-187.4-687.3.041660.2374.6.22

14、212WWW =77.130.0179-0.702WW12+.(g) 又.(h)联解（e) (f) (g) (h),得kg/h kg/hkg/h =1314kg/h与第一次结果比较，相对误差为：0.0101178-1=11660计算结果均在0.05以下，故各效蒸发量计算结果合理 蒸发器传热面积计算1010631110.8043600.22041314´=´´=rDQWW 误差<0.05选代计算结果合理，取平均传热面积S=47.53.7 计算结果列表表3 计算结果表效次冷凝器加热蒸汽温度，120.2106.1685.953.5操作压力，kpa125601414

15、溶液温度（沸点）111.590.066.3完成液浓度，%15.525.650.8蒸发量，kg/h11281178955蒸汽消耗量D，kg/h1314传热面积，47.547.547.54. 蒸发器的主要结构尺寸的计算4.1 加热管的选择和管数的初步估算 所需管子数 其中 S蒸发器的传热面积，由前面的工艺计算决定d0加热管外径，m L加热管长度，m，取L=2m,d0=57mm 有140 根 4.2 循环管的选择有经验公式循环管内径，因为S较大，取374m.0050.01404.00.4nD1=´´=di、取m 4.3 加热室直径及加热管数目的确定按正三角形排列，管束中心在线管数

16、 根加热时内径其中t为管心距，取0.07m, b=1d0()0.954m.057.0121-1307.0i=´´+´=D取=954mm 4.4 分离室的体积其中W为某效蒸发器的二次蒸气流量，kg/h 为某效蒸发器的二次蒸气的密度，kg/m3，U为蒸气体积强度，一般允许值为1.11.5/ 取W kg/h =0.1301kg/m3 U=1.5m3/(m3·s） 所以V= 分离室高度H与直径D的关系： 求出 H=1.90m4.5 接管尺寸的确定流体进出口的内径d=计算 热蒸汽进口，二次蒸汽出口，其中Vs为流体的体积流 Vs=u为流体的流速30m/s，计算出d=

17、 m取管为530×15 验算出=64.96 m/s 溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量 Vs=1.55×因为其流动为强制流动，u =0.8-15 m/s,所以取u = 4m/s 则有 m, 取管为38× 2.5则实际流速为u=3.825 m/s 冷凝水出口，取W = 955.0 kg/h 计算 Vs=按自然流动的液体计算，u=0.080.15 m/s,取u=0.12m/s，则计算出 d=0.0321 m取管108×9 实际流体流速为 m/s5.蒸发装置的辅助设备的选用计算.气液分离器 本设计采用的是惯性式除沫器，其主要作用是为了防止损失有

18、用的产品或防止污染冷凝液体。 其性能参数如表4表4 惯性式除沫器性能参数如表捕捉雾滴的直径 压力降分离效率气速范围>50µm 196588Kpa8590 常压1225m/s减压>25m/s 分离器的选型 由D0D1 D1：D2：D3：=1：1.5：2.0 H=D-3 h=（0.40.5）D1 其中 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除沫器的内管顶部与器顶的距离，m 所以 D1= D0=0.53 m D2=0.795m D3=1.06m H= D3=1.06m h=0.4D1=0.2

19、12m5.2 蒸汽冷凝器的选型设计 本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数表5 多层孔板式蒸汽冷凝器性能参数表 水气接触压强塔径范围结构与要求 水量 面积10672000P大小均可较简单较大 蒸汽冷凝器的选型.1 冷却水量的确定 查多孔板冷凝器的性能曲线得15kPa的进口蒸汽压力，冷却水进口温度20,1m3冷却水可冷却蒸汽量为X=49Kg，得 与实际数据比，VL偏小，故应取VL=1.2 VL=23.388m3/h.2 冷凝器的直径：取二次蒸汽的流速u=15m/s 则 D= m.3 淋水板的设计因为D>500mm,取淋水板8块淋水板间距以经验公式Ln+1=0.7Ln 计算，取L末=

20、0.15m即L-7=0.15m.依次计算出：L6=弓型淋水板的宽度 B=0.8D=0.8×699=559.2mm B=0.5D+50=0.5×699+50=399.5mm 其中B为最上面的一块板，B为其它板 淋水板堰高h, 取h=50mm淋水板孔径 冷却水循环使用，取8mm淋水板孔数 淋水孔流速其中 -淋水孔的阻力系数，=0.950.98 -水孔收缩系数，=0.800.82 h-淋水板堰高,m取=0.98 =0.82 计算u0=0.98×0.82 孔数 个考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数为1.15n=1.15×533=612个，其它各板孔数应

21、加大5%，即1.05n=1.05×533=560个 淋水孔采用正三角形排列。6. 三效蒸发器结构尺寸确定6.1三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果表6 蒸发器的主要结构尺寸的确定 加热管主要结构设计尺寸加热管（无缝钢管）管径规格570×3.5 mm 加热管（无缝钢管）长度2 m加热管（无缝钢管)管数140循环管规格570×3.5 mm加热室内径954mm分离室直径954mm分离室高度1750mm溶液进出口管径530×15 mm 加热蒸气进出口与二次蒸气出口38×2.5 mm 管径冷凝水出口管径108×9 mm表7 气液分离器结构尺寸的确定气压分离器主要结构设计尺寸除沫器内管的直径520 mm除沫器外罩管的直径780 mm除沫器外壳的直径1040 mm除沫器内管顶部与器顶的距离500 mm 表8 蒸汽冷凝