楠@食工原理作业的设计

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23. 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22239. 后记1 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1.2.1 处理能力3 万屯/年蔗糖水溶液1.2.2 设备型式中央循环管式蒸发器1.2.3 操作条件

2、1.2.3.1 蔗糖水溶液的原料液浓度为 11%，完成液的蔗糖浓度 57%，原料液温度为第一效沸点温度1.2.3.2 加热蒸汽压力为 200kPa( 绝压 ) ，冷凝器压力为15kPa(绝压)1.2.3.3 各效蒸发器的总传热系数K1=1500W (m2·) ，K2=1000W(m2·)，K3=800W(m2·)1.2.3.4 原料液的比热容为 3.768Kj/(kg. ),各效蒸发器中料 液液面高度为： 1 5m1.2.3.5 三效中的液体平均密度为1120kg/m3 1260kg/m3 1270 kg/m31.2.3.6 各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出

3、。假设 各效的传热面积相等，并忽略热损失1.2.3.7 每年按 300 天计，每天 24小时连续运行1.2.3.8 厂址：大庆地区2. 设计方案简介2.1 多效蒸发的目的是：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

4、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

5、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2.2.1 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 20 40。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

6、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。2.2.2 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

7、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

8、， 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Fx0 F -W x3 （ 1） 其中 F 每小时的进料量， Kg/hW每

9、小时的水份蒸发总量， Kg/hWF1- x 030000000 (10.11) 3361kg / hx3300 240.57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 =3.3 W1 计算出各效的蒸发量3361w1 3.3 1018.5 kg/hw2 =1.1×1018.5=1120.0 kg/hw3 =1.2 ×1120.0=1222.2 kg/h由（1）式得 wiF 1- xix3F x0由（ 2）式得 xiF - wi计算出各效的浓度2）F x04166 0.11F x0416

10、6 0.11x2 F - w1- w2 4166 1018.5 1120 0.2259x10.14561 F -w1 4166 1018.5x3=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p p- p 200 - 15 185 kpa 各效间的平均压力差p 185p 61.67 kpa由各效压力差可求得各效蒸发室的压力，即/p p - p 200- 61.67 138.33 kpa/p2 p1 -2 pi 200- 2 61.67 76.66 kpa/p3 pk 15 kpa表 1 有关资料列表效数二次蒸汽压力 pi , kpa138.376.715二次蒸汽

11、温度 Ti/ , （即下一效加热蒸汽温度 ）108.892.153.5二次蒸汽的气化潜热 ri/ ,2245.72280.62370.0kj/kg （ 即下一加热蒸汽的 氢化热）3.2.1 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 tAi 分别为tA1 108.9 t A2 92.76 tA3 56.08 则各效由于溶液沸点比水的沸点升高而引起的温差损失、/1、 tA1 -T1/ 108.92 - 108.8 0.1、/2 tA2 -T/2 92.76 - 92.1 0.8 、/3 tA3-T 3 56.08

12、 53.5 2.6所以 、 0. 1 0. 8 2. 6 3. 53.2.2 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，液层的平均压力/ glPav Pi/ a2v (其中 l 为液面高度， m)( 3)所以、 av1 glPav1 P12138.31.04413 9.81 1.52145.9kpaPav2 P/2a2v2gl 76.7 1.14347 9.81 1.5 85.1kpa/ av3 gl 1.27123 9.81 1.5Pav3 P/3a2v315 24.4kpa由平均压力查得对应饱和温度为T a

13、v1 110.3 T av2 94.8 T av3 62.7所以1、 T av1 - T 1/ 110.3 108.8 1.5 、2 T av2 -T2 94.8 - 92.1 2.7 、/3 T av3-T3 62.7 53.5 9.2 故 、 1.5 2.7 9.2 13.4 3.2.3 由流动阻力引起的温差损取经验值 1，即1、 、2 、 、3、 1 ，则、 3综合(1)(2)(3) 步得总温度损失、 、 、 3.5 13.4 3 19.9 3.2.4 各效料液的温度和有效总温差 各效温度损失 I1、1、1、得 1 1、 1、 1、 0.1 1.5 1 2.6 、 、 、2 2 2 2

14、0.8 2.7 1 4.5、 、 、3 3 3 3 2.6 9.2 1 12.8 各效料液的温度为由 ti Ti/i/t1 T1 1 108.8 2.6 111.4 /t2 T2 2 92.1 4.5 96.6 /t3 T 3 3 53.5 12.8 66.3因 t Ts -T k -由手册查得 200kPa 饱和汽温度为 120.2，气化潜热为2204KJ/Kg,所以t T s-Tk - i 120.2-53.5-19.9 46.83.3 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Qi Diri Fcp0 - W1cpw -W2cpw-.-Wn-1cpw ti-ti-1 Wir1

15、Q1（4）在（ 4）式，其中 Di第 i效加热蒸气量 ,Kg/hr i 第 i 效加热蒸汽的汽化潜热 ,K /Kr1、第 i 效二次蒸汽的汽化潜热 , K/K cp0原料液的比热容 ,K /（Kg/） ti,ti-1分别为第 i效和第 i-1效溶液的温度 （沸点）, Q1 热损失量 ,K.J由（4）式两边同时除以 r1/ 得:Wi Diri/r1 Fcp0-W1cpw-W2cpw-.-Wn-1cpw ti -ti-1/r1-Q1/r1 （5）由式（ 5）去掉 Q1 /r1，乘以热利用系数 i ，表示上式得 :Wi i Diri/r1 F cp0-W1cpw-W2cpw-.-Wn-1cpw ti

16、 -ti-1/r1-Q1/r1 对于沸点进料 t0 t1 ，考虑到蔗糖溶液浓度浓缩热影响， 热利用系数算式为 i 0.98 - 0.7 xi 其中 xi为第 i 效蒸发器中液料溶质质量分数的变化 .0.98 - 0.7 (0.1456 - 0.11) 0.95512 0.98 - 0.7 (0.2259 - 0.1456) 0.92383 0.98 - 0.7 ( 0.568 - 0.2259) 0.7405第效热衡算式为D1r1 F t0 -t1W11 /F cp0 /r1r1D1r11/r10.95512204.6D1 2245.70.9376 D1(a)第效热衡算式为W22W1/r2Fc

17、p0-W1cpw t1-'t2r2r 20.9238 2245.7 W1 4166 3.768 - 4.187 W 1 111.4 -96.62280.6 1 1 2280.6=0.8846W 1+94.1(b)同理得第效W33W2/r3r3F cp0 -W1cpw -W2ct2-t3pw r/3 =0.7405 2280.62370(c)96.6 - 66.3W2 4166 3.768 - 4.187 W 1 - 4.187 W2 2370.0=0.6729 W 2 -0.0396 W 1 +148.6(d)又 W1 W2 W3 3361联解(a) (b)(c)(d)W1=1212.

18、2kg/hW2 =1166.4kg/hW3=982.4kg/hD1=1292.9kg/h3.4 蒸发器传热面积估算Qi si K i tiQi Di ri30.791 106 W1292.9 2204.610Q1 D1r 13600t1 T1-t1 120.2 - 111.4 8.86s1 Q10.791 106 59.5 s1 K 1 t1 1500 8.833600、 1212.2 2245.7 10 6Q2 W1r、210 0.756 106 W/t2 T2-t2 T1/-t2 108.8 - 96.6 12.2S2Q20.7056 106 61.9S2 K 2 t 2 1000 12.

19、23/ 1166.4 2280.6 6 Q3 W 2r33600 10 0.739 10 W/t3 T3 -t3 T/2 -t3 92.1 66.3 25.8Q30.739 106 35.8S3 K 3 t3 800 25.8误差 1- Smin 1- 6513.9.88 0.422 >0.05，误差较大，应调整各效有效 Smax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S 59.998. 861.9812.235.825.847.146.8若使各 Q 值保持不变则有 S ti Si ti其中 ti/ 是各效经过有效温差再分配后的温差t1、 SS1 t1 549

20、7.9.19 8.8 11.2t/2 S2 t 2 61.98 12.2 16.12 S 2 47.1t/3 S3 t 3 35.8 25.8 19.6 3 S 3 47.13.6 重复上述步骤3.6.1 计算各效料液的质量分数x1 F x04166 0.11 0.1551 F -W1 4166 - 1212.2Fx04166 0.11X2 F -W1-W2 4166-1212.2-1166.4 0.256X 3=0.5083.6.2 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 t3=66.3 则第效 加热蒸汽的温度为 T3

21、 T/2 t3 t3/ 66.3 19.6 85.9 查杜林图，得第效料液沸点为 tA2 92.76 ，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t2 tA2/2/2/ 86.3 2.7 1 90 同理 T2 T1/ t2 t/2 90 16.1 106.1 查杜林图，得第一效料液沸点为 t A1 108.92， 则/ /t1 t A1 1 1 108.92 1.5 1 111.5 /t1 T1 - t1/ 120.2 - 11.2 109 由上知， 各种温差损失变化不大， 无需重新计算。 故有效总温差不 变，即 t 46.8温差重新分配后各效温度列于表 2表 2 各

22、效温差重新分配表效次加热蒸汽温度，T1=120.2T1、=106.1T、2 =85.9有效温度，t1 =11.2t2/ =16.1t/3=19.6料液温度（沸点），t1=109t2=90t3=66.33.6.3 各效热量衡算查手册得出T1、 106.1 T 2 85.9T3、 53.5r1 2234.7 kJ/kgr2 2285.5 kJ/kgr32370.0kJ/kg第效1 0.98 - 0.7 xi 0.98- 0.7 0.155 0.11 0.948W1 1D1/r1 0.948 D12204.6 0.935 D1(e)1 r1/ 112234.7第效0.98 - 0.7 xi 0.98

23、 - 0.7 0.256 0.155 0.9093W2W /rF cp0 -W1cpw t /tr 2 r 20.9093 2234.7 W2285.5 W1 (4166 3.768 - 4.187 W1)111.5 902285.5= 0.798W1 405.2(f)第效0.98 - 0.7 xi 0.98-0.7 0.585 - 0.256 0.800.0.80=W32285.52374.06W20.702cp0-W1cpw -W2cpw4166 0 37.6.8- 4.187W1 - 4.187W2906-6.32374.6W 2 - 0.0179W177.13(g)又 W1 W2 W

24、3 3822(h)联解(e) (f) (g) (h),得W1 1228kg/hW3 955kg/hW 2 1178kg/hD1=1314kg/h与第一次结果比较，相对误差为：1212112280.0131-116611780. 002计算结果均在 0.05 以下，故各效蒸发量计算结果合理3.6.4 蒸发器传热面积计算1314Q1D1r12204. 10 0.804 63600 10/t111.2Q1S1 K 1 t1/60.804 10647.81500 11.2Q2 W1r131128 2234.7 103360060.762 106 Wt/2 16.1S2 Q2

25、2 K 2 t260.762 10647.3/ 1000 16.1/Q3 W 2r231178 2285.5 103 0.7747 106 W3600t3/ 19.6 Q3S3 K 3 t30.747 10 47.6 800 19.6误差1- Smin 1- 47.3 0.010 <0.0547.8选代计算结果合理，取平均传热面积 S=47.5 3.7 计算结果列表表 3 计算结果表效次冷凝器加热蒸汽温度Ti，120.2106.1685.953.5操作压力 Pi ，kpa125601414溶液温度 （沸点）ti 111.590.066.3完成液浓度xi，%15.525.650.8蒸发量W

26、i， kg/h11281178955蒸汽消耗量D， kg/h1314传热面积Si，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 n Sd0 L-0.1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， mL加热管长度， m，取 L=2m,d0=57mm有 n、47.5139.6 140 根3.14 0.057 2-0.14.2 循环管的选择有经验公式循环管内径 D10.4-0.1 n、di ，因为 S较大，取0.4 、 0.4 140 0.050 0.374m D1ndi取 Di 0.374 m4.3 加热室直径及加

27、热管数目的确定按正三角形排列，管束中心在线管数nc 1.1 n 1.1 140 13 根加热时内径 Di t nc-1 2b其中 t为管心距，取 0.07m, b=1d0D 0.07 13-1 2 1 0.057 .0.954m取 D i =954 mm4.4 分离室的体积 V 360W0pu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 1.11.5m3/ m3.s 取 W W3 955.0所以kg/h=0.1301kg/m3 U=1.5m3/(m3· s)V= 955.0/3600 1.359 m

28、3分离室高度 H 与直径 D 的关系：0.1301 1.52V 4 D2 H，D D i 954mm 求出 H=1.90m4.5 接管尺寸的确定流体进出口的内径 d=4Vs 计算4.5.1 热蒸汽进口，二次蒸汽出口，其中 Vs 为流体的体积流Vs=W955.0/36000.130132.04m /su 为流体的流速 30m/s，计算出 d= 4 23.004 0.294 m 取管为 ?530×15 验算出 u 4 2.04 2 =64.96 m/s3.14 0.24.5.2 溶液进出口， 因为第一效的流量最大，所以取其为计算量有d 4 31.1545 140 0.005 m, 取管为

29、38× 2.5则实际流速为u=3.825 m/sVs 6250.0/3600Vs 1120因为其流动为强制流动， ，u =0.8-15 m/s,所以取 u = 4m/s 则4.5.3 冷凝水出口，取 W = 955.0 kg/h 计算-310-3=1.55×Vs= W 955.0/3600998-42.658 10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-44 2.658 1023.14 0.032120.328m/s5. 蒸发装置的辅助设备的选用计算. 气液分离器

30、5.1.1 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>50m196588Kpa85 90 常压 1225m/s减压>25m/s5.1.2 分离器的选型由 D0D1D1： D2：D3：=1：1.5：2.0H=D-3h=（0.40.5） D1 其中 D0二次蒸汽的管径， mD1除沫器内管的直径， mD2除沫器外管的直径， mD3除沫器外壳的直径， mH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=0.79

31、5m D3=1.06mH= D3=1.06m h=0.4D1=0.212m5.2 蒸汽冷凝器的选型设计5.2.1 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1067大小均可较简单较大2000P5.2.2 蒸汽冷凝器的选型5.2.1.1 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V L 955 1 9 . 4m9 3 /h与实际数据比，VL 偏小，故应取 VL49=1.2 VL=23.388m3/h5.2.1.2 冷凝器

32、的直径：取二次蒸汽的流速 u=15m/s 则 D= 4W v4 955.0/3600 0.416 m3.14 15 0.13015.2.1.3 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 =0.15m即 L-7=0.15m. 依次计算出：L6= L7 0.15 0.210.7 0.7L5 L5 0. 210. 305 0. 7 0. 7L4 L5 0.30 0.434 0.7 0.7L3 L4 0.43 0.61L3 0 . 7 0 . 7L 2 L3 0.61 0.87L 2 0.7 0.7L1 0L.27 00.8

33、771.24L 0 L1 1.24 1.77L 0 0.7 0.7 1.77弓型淋水板的宽度=0.8D=0.8×699=559.2mmB=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 u02gh其中 -淋水孔的阻力系数， =0.950.98? - 水孔收缩系数， =0.80 0.82h-淋水板堰高 ,m计 算 u0=0.98 ×取 =0.98 ?=0.820.82 2 9.81 0.05 0.80m/s孔数v223600 4 d2u077.123600 4 0.80 0.0082533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，其它各板孔数应加大 5%，即1.05n=1.05×533