日产12吨浓缩牛奶蒸发器的设计

1、 食品工程原理课程设计题 目:日产12吨浓缩牛奶蒸发器的设计 系 别:食品与生物工程学院 专 业: 食品科学与工程 学 号: 姓 名: 手机号码 2013年 1 月 3 日 目 录第一章 任务书 41. 设计任务及操作条件 4第二章 蒸发工艺设计计算 4§2·1蒸浓液浓度计算 4§2·2溶液沸点和有效温度差的确定 5§2·2·1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失 6§2·2·2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失 6§2·2·3由经验不计流体阻力产生压降所

2、引起的温度差损失 7§2·3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算-8§2·4蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布 9§2·5有效温差再分配 10第三章 蒸发器工艺尺寸计算12§3·1 加热管的选择和管数的初步估计12§3·1·1加热管的选择和管数的初步估计12§3·1·2循环管的选择 13§3·1·3加热室直径及加热管数目的确定 13§3·1·4分离室直径与高度的确定14§3

3、3;2接管尺寸的确定 15§3·2·1溶液进出口 15§3·2·2加热蒸气进口与二次蒸汽出口 15§3·2·3冷凝水出口 15第四章、蒸发装置的辅助设备 16§4·1气液分离器 16§4·2蒸汽冷凝器 16§4·2·1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D17第五章 工艺计算汇总表 17第六章 工艺流程图、主体设备结构图 17§4·1工艺流程图18§4·2主体设备结构图

4、 20第七章 课程设计心得 21参考文献： 22第一章任务书1. 设计任务日产12吨浓缩牛奶蒸发器的设计一、 原始数据：加热蒸气压：240kpa冷凝器真空度：90 kpa绝对压力：1.3pa原料浓度：13%成品浓度：42-48%牛奶原料密度：1030kg/m日产量：12T/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第二章 蒸发工艺设计计算§2·1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

5、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=1200kg

6、/h 总蒸发量:W=F（1-）=1875(1-)=828.6kg/h 并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设:W2 =1:1.1 而W=W1+W2 =828.6kg/h 由以上三式可得:W1=394.6kg/h;W2=434.0kg/h;设各效间的压强降相等，则总压强差为： X1=0.19; X2= =0.42§2·2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551155.32101.9一效二次蒸汽19.9602393.9二效加热蒸汽19.8592313.4二效二

7、次蒸汽7.439.82401.6进冷凝器蒸汽738.82403.8 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 式中 -有效总温度差，为各效有效温度差之和，。-第一效加热蒸气的温度，。-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，§2·2·1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= = =0.28 =.0= 0.66 =1.19 =0.

8、28+1.19=1.5 §2·2·2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/+式中 pm蒸发器中 液面和底层的平均压强，pap/二次蒸气的压强，即液面处的压强，pa溶液的平均密度，-液层高度g-重力加速度，根据pm=p/+取液位高度为1米有牛乳的平均密度=1.030k

9、g/m Pm1=25.0KPa Pm2=KPa 对应的饱和溶液温度为: T=63.3 ; T =49.2; 根据 = 式中 -根据平均压强求取牛乳的沸点，-根据二次蒸气压强求得水的沸点 所以1= T- T=63.3-60=3.3 2= T - T=49.2-39.8=9.4 =3.3+9.4=12.7§2·2·3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+

10、1=3根据以估算的各效二次蒸汽压强及温度差损失，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 =+ =1.5+12.7+3=17.2 溶液的沸点ti=Ti/+ 0.28+3.3+1=4.6 所以各效溶液沸点：t1=60+4.6=64.6，t2=38.8+11.6=50.4由手册可查得551KPa饱和蒸汽压的温度为155.3，汽化热为2101.0KJ/kg，所蒸汽压力（KPa）温度()汽化热(kJ/kg)一效加热蒸汽551155.32101.9一效溶液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7.439.8

11、2401.6进冷凝器蒸汽738.82403.8§2·3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：有上式可求得第i效的蒸发量.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效的蒸发量的 计算式为式中 -第i效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时= - 第i效加热蒸气的汽化潜热 -第i效二次蒸气的汽化潜热-原料液的比热 -水的比热，-分别为 第i效及第i-1效溶液的沸点-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

12、一效的焓衡量式为:W1= 由相关手册查得cp0=3.89Kg.)W=同理第二效的热衡算式为:W (a) W =0.785 = 联立(a),(b),(c)式,解得:W=455.7kg/hW=372.9kg/hD=534.4kg/h§2·4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=式中 -第i效的传热速率，W。 -第i效的传热系数，W/（m2, ）. -第i效的传热温度差， Si-第i效的传热面积，m2误差为，误差很大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。§2·5有效温差再分配重新分配有效温度差得，重复上述计算步骤（1）

13、 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=; X2= =0.42（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 则第二效加热蒸汽的温度（也即第一效二次蒸汽温度）为 所以第一效料液的温度为t=82.9+4.6=87.5第一效料液的温度也可下列计算t=155.3-67.7=87.6 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155.382.9有效温度差()66.332.5料液温度()87.550

14、.4（3）各效的热量衡算.9 第一效W= （a）第二效 (b)W =0.813 （c） 联立(a),(b),(c)式,解得W=4424.0kg/hW=404.6kg/hD=521.5kg/h与第一次结果比较，其相对误差为计算相对误差均在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（4）蒸发器传热面积的计算 误差为，迭代计算结果合理，取平均传热面积结算结果列表效数12冷凝器加热蒸汽温度()155.382.938.8操作压强Pi/ (KPa)24077溶液沸点ti87.551.2完成液浓度(%)23.542蒸发水量Wi Kg/h424.0404.6生蒸汽量D K

15、g/h887.6424.0传热面积Si m25.05.0 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。§3·1 加热管的选择和管数的初步估计§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

16、=0.8M，382.5mm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）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.§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 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： ，2

17、9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。§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

18、心距则是定值。我们选用的设计管心距是： 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）： 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式中：F-管数为n时在管板上占据的总面积， 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 F式中：F-循环管占据管板的总面积， ； 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： 由此求得D=356m 所以壳体内径为360m,厚度为8.0mm.§3·1

19、83;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。分离室体积V的计算式为：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=1.11.5 m3/(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

20、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=1.2m3/（m3*s）；。H=1.8m，D=1.0m§3·2接管尺寸的确定流体进出口的内径按下式计算式中

21、 -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；所以取33X2.5mm规格管。§3·2·2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所以取127X4.5mm规格管。§3·2·3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

22、蒸气消耗量较大者确定。取流体的流速为0.1m/s所以取47X2.5mm规格管。第四章、蒸发装置的辅助设备§4·1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=0.40.5D1D0-二次

23、蒸汽的管径，m D1-除沫器内管的直径，mD2-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，mD1=134mm D2=201mm D3=268mm H=344mm h=86mm选取二次蒸汽流出管： 除雾器内管： 除雾器外罩管：§4·2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： §

24、;4·2·1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=402mm第五章 工艺计算汇总表5.工艺计算汇总表效数12冷凝器加热蒸汽温度()155.382.938.8操作压强Pi/ (KPa)24077溶液沸点ti87.551.2完成液浓度(%)23.542蒸发水量Wi Kg/h424.0404.6生蒸汽量D Kg/h541424.0传热面积Si m25.05.0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(mm)=38*2.5=185*6.5=356*8=10001500溶液进出口管径(mm)加热蒸汽

25、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）=33*2.5=127*4.5=47*2.5180029第六章 工艺流程图、主体设备结构图§6·1工艺流程图图中 w1、w2、w n- 各效的蒸发量，kgh ; F原料液流量，kg/h; W总蒸发量，kgh； x0、x1、xn原料液、及各效完成液的浓度，质量分率; t0原料液的温度，； t1、t2、tn各效溶液的沸点，； D1 第一效加热蒸汽(生蒸汽)消耗量，kgh ， p1生蒸汽的压强，Pa； T1生蒸汽的温度，； T1 、 T2 、 Tn各效二次蒸汽的温度，； Pn末效蒸发室的压强，Pa

26、; H1、H1、 H2 、Hn-生蒸汽及各效二次蒸汽的焓，kJ/kg h0、h1、h2、 hn原料液及各效完成液的焓,kJkg； S1、S2、Sn各效蒸发器的传热面积，m2。 §6·2主体设备结构图主体设备结构图 图 中央循环式蒸发器管 1- 外壳；2-加热室；3-中央循环 4-蒸发室；5-除沫器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，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