化工原理课程设计甘蔗糖厂四效真空蒸发装置

1、化工原理 课程设计设计地点 厦门市实习时间 2012.09.03-07 学 院 生物工程学院 班 级 食工1011姓 名 学 号 成 绩 指导老师 王美贵 谢远红 王瑞芳 2012-9-7目录第一部分一、设计任务和原始数据·······························

2、83;2二、设备型式的简要论述································2三、工艺流程的确定及说明·············&#

3、183;················2第二部分一、蒸发器工艺设计计算（一）估算各效蒸发量和完成液浓度··························3（二）估算各效溶液沸点

4、和有效温度差························3（三）估算多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量················5（四）估算传热面积···

5、3;····································6 (五）重新计算············&

6、#183;·······························6二、计算结果汇总表················

7、83;·······················8三、蒸发器的主要尺寸························

8、3;············9第三部分辅助设备的选择···································

9、3;·······10第四部分设计过程分析讨论····································10附录参考文献···

10、·········································12第一部分一、设计的任务要求和原始数据本次设计的任务是根据所提供的原始数据和要求设计甘蔗糖厂四效真空蒸发装

11、置，确定蒸发器的操作条件，蒸发器的型式及蒸发流程；进行工艺计算，确定蒸发器的传热面积及结构尺寸。 （一） 设计要求：1.采用中央循环管式蒸发器（即标准式蒸发器） 2.采用各效蒸发器的传热面积相等 3.原料液采用沸点进料 4.加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出 5.各效均无抽6.各效有效温度差不宜少于（5-7） 7.加热管长度不得大于2m（二） 原始数据：糖液原料处理量(kg/h)原料液的浓度（%质量分率）完成液的浓度(%质量分率)加热蒸汽压强(kPa)冷凝器压强(mmHg真空度)64001058200625二、设备型式的简要论述中央循环管式蒸发器有悠久的历史,传统上称它为标准式蒸发器。中央循环

12、管式蒸发器在外观上是一个圆柱式容器,其主体是加热室和分离室。加热室是由直立的加热管束所组成，管束中间为一根直径较粗的中央循环管。中央循环管的直径约为器体直径的1/41/8,其截面积约等于全部加热截面积的3540%,在糖厂循环管内装有出汁管,管端有漏斗、浓度较高的糖汁从出汁管压到下一效蒸发器。糖汁从器底送入,顺加热管上升,从循环管下降,循环速度约0.40.5m/s。分离室是气液分离的空间,又名蒸发室。中央循环管式蒸发器结构简单、紧凑，适应性强 ,操作可靠，传热效果好，至今工业上仍广泛使用,对于较粘的液体易结垢或在浓缩过程中会产生结晶的溶液都可以采用,但由于溶液的不断循环,使加热管内的溶液始终接近

13、完成液的组成，故有溶液黏度大、沸点高等缺点。此外,这种蒸发器的加热室不易清洗 ,由于结构的限制,溶液的循环速度较低,粘性大的溶液循环效果较差。中央循环管式蒸发器适用于处理结垢不严重,腐蚀性较小的溶液。本次课程设计的蒸发对象为庶糖溶液，蔗糖溶液粘度不大，且考虑到其相关性质选择中央循环管式蒸发器作为本次设计的设备型式比较合适。三、工艺流程的确定及说明（1）根据甘蔗糖液的粘度不高的特性，采用并流法操作。并流加料法的优点为：后效蒸发室的压强要比前效的低，故溶液在效间的输送可以利用效间的压强差，而不必另外用泵。随着压强的降低，各效中溶液的沸点也随着降低，这样，糖汁便在温度较低的情况下进行蒸发，因而可减少

14、蔗糖的转化和焦化，以及还原糖分解等有害影响。在并流加料法中，前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽，后一效的加热室即为前一效的冷凝室。此外，由于后效溶液的沸点比前效的低，故前效的溶液进入后效时，会因过热而自动蒸发，因而可以多产生一部分二次蒸汽。采用多效蒸发的目的是为了充分利用热能，减少生蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。但随效数的增多，虽然能够节约较多的生蒸汽，同时设备费用也随之增加，所以综合考虑采用四效。四效真空蒸发方案可使用蒸汽机的低压废气作为热源，第一效蒸汽压力比较低，各效真空度比较高。这样，糖汁便在温度较低的情况下进行蒸发，因而可减少蔗糖的转化和焦化，以及还原糖分解等有害影响。使用低

15、压蒸汽作加热蒸汽，各效的二次蒸汽温度也相应较低，且又是四效，热损失比较小，且设备简单。（2）工艺流程图：第二部分一、蒸发器工艺设计计算（一）估算各效蒸发量和完成液浓度：W=F（1-X0/X4）6400×(1-10%/58%)5296.55 kg/h并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出W1: W2: W3: W4=1:1.1:1.2:1.3而W=W1+W2+W3+W4=4.6W1各效蒸发量W1=1151.42 kg/h W2=1266.57 kg/h W3=1381.71kg/h W4=1496.85 kg/h各效浓度 X1=FX0/（F-W1）=640010%/（6400-1151.42）

16、=12.19% X2=FX0/（F-W1-W2）=640010%/（）=16.07% X3 =FX0/（F-W1-W2-W3）=640010%/（）=24.61% X4 =FX0/（F-W1-W2-W3-W4）=640010%/（）=58.00%（二）估算各效溶液沸点和有效温度差：1、各效二次蒸汽压强按四效经验公式估算，则各效间平均压强差为：Pi=(P1-Pk)/N=200-(760-625)/760101.33/4=45.5 kPa则各效二次蒸汽压强为：P1= P1-Pi=200-45.5=154.5 kPa P2= P1-2Pi=200-245.5=109 kPa P3= P1-3Pi=2

17、00-345.5=63.5 kPa P4= P1-4Pi=200-445.5=18 kpa查化工原理上册附录十得各参数，具体如下表：表1 效数参数第1效第2效第3效第4效各效二次蒸汽Pi/kPa154.510963.5 18 二次蒸汽温度Ti/112.0101.887.157.3二次蒸汽焓值HikJ/kg2697.32680.32654.62599.72、各效的各种温度差损失各效中由于溶液的蒸汽压下降、液柱静压强及流动阻力引起的温度差损失i、i、i(1)由于溶液的蒸汽压下降造成的温度差损失 表2 效数参数第1效第2效第3效第4效各效二次蒸汽Pi/kPa154.510963.518各效完成液估算

18、浓度Xi /%12.1916.0724.6158.00二次蒸汽焓值HikJ/kg2697.32680.32654.62599.7各效温度差损失i/0.20.30.42.2i=0.2+0.3+0.4+2.2=3.1 (2)由于液柱静压强引起的温度差损失根据设计要求，L 2 m, 所以取L=1.8m Pmi =Pi +（g L/2）/3 表3 效数 参数第1效第2效第3效第4效各效二次蒸汽压强Pi/kPa154.510963.518糖液密度,kg/m31046106311041275各效溶液平均压强Pmi/kPa157.6112.166.721.8对应饱和温度Tpm/112.6102.688.46

19、1.5各效水的沸点Ti/112.0101.887.157.3各效温度差损失i/0.60.81.34.2i=0.6+0.8+1.3+4.2=6.9(3)由于流体阻力产生的温度差损失按经验值取i= 1i=1+1+1+1=4 (4)总温度差损失 =i+i+i=3.1+6.9+4=14 (5)各效溶液的沸点和有效总温度结果列表于下: 表4 效数 参数第1效第2效第3效第4效各效水的沸点Ti/112.6102.688.457.3各效温度差损失i/0.20.30.42.2各效温度差损失i/0.60.81.34.2各效温度差损失i/1111各效总温度差损失i /1.82.12.77.4各效溶液沸点初值ti/

20、114.4104.791.164.7各效溶液加热蒸汽温度Ti/120.2112.0101.887.1各效估算有效温度差ti/5.87.310.722.4由化工原理附录十查得1=200 kPa T1=120.21=2204.6kJ/kgk=18kPa Tk=57.3多效蒸发中总的有效传热温度差为t=t理论-=（）-14=48.9 （3） 多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量第i效水分蒸发量计算式为：W i =ii Di +（FC0- CwW1-Cw W i­1）i 式中： i1 i取0.98 i(ti-1 -ti)/(Hi- Cw ti ） Di=W i-1 C糖 0.301千卡/公斤&#

21、183;0.301×4.184=1.259 KJ/Kg· C0C水 ×(1-X0)+C糖×X04.187×(1-10%)+1.259×10%=3.89 KJ/Kg· 表i第1效第2效第3效第4效ti ()114.4104.791.164.7ti-1 -ti ()09.713.626.4Hi( kJ/kg)2697.32680.32654.62599.7i00.00430.005980.011第一效：水分蒸发量为：W1=1i D1 +（FC0- CwW0）1=1D1=0.98 D1第二效：水分蒸发量为：W2 =2i D2+（F

22、C0- CwW1）2 =0.98*W1+(6400×1)×0.0043 =0.96W1+104.91第三效：水分蒸发量为：W3=33 D3+（ FC0- CwW1-Cw W 2）3代入有关数据得 W3=0.89W1+249.52第四效：水分蒸发量为：W4=44 D4+（ FC0- CwW1-Cw W 2-Cw W 3）4代入有关数据得 W4=0.74W1+497.32又W= W1+ W2+ W3+ W4=5296.55kg/hW1=1238.11kg/h W2=1293.50kg/h W3=1351.44kg/h W4=1413.52kg/hD1 =1263.38kg/h（

23、4） 估算传热面积由公式：Si=Qi / kiti ；Qi = Dii；ti =Ti - ti Ki=465Ti/xi第1效第2效第3效第4效各效加热蒸汽消耗Di kg/h1263.381238.111293.501351.44各效加热蒸汽蒸发热i kJ/kg2204.62226.82253.82289.4各效传热系数Ki kcal/m2*h*240019001376698各效加热蒸汽温度Ti 120.2112.0101.887.1各效溶液沸点ti 114.4104.791.164.7ti =Ti - ti 5.87.310.722.4各效的传热面积Si/ m247.8247.5147.324

24、7.30 *k值由化工过程与设备课程设计指导书查表估算与公式计算结合取值 误差为：1-Smin/Smax=1-47.30/47.82=0.0110.03相对偏差小于规定值,但是由于各效传热面积是根据估算值所得的,所以还需根据传热面积相等的原则进行有效温度差分配。(5) 重新计算1. 有效温度差的再分配：S=(S1*t1+S2*t2+S3*t3+S4*t4)/t=(47.82*5.8+47.51*7.3+47.32*10.7+47.30*22.4)/ 48.9=44.79 m2t1S1*t1/ S47.82*5.8/44.796.19同理算得：t27.74t311.30t423.662. 重新计

25、算各种温度差损失重新计算完成液浓度X1=FX0/（F-W1）=6400×10%/（6400-1238.11）=12.40%X2=FX0/（F-W1-W2）=6400×10%/（）=16.54%X3=FX0/（F-W1-W2-W3）=6400×10%/（）=25.43%X4=FX0/（F-W1-W2-W3-W4）=6400×10%/（）=58%计算各效料液的温度：因冷凝器的压强及完成液的浓度没有变化,故第四效二次蒸汽的参数及溶液沸点均无变化。第四效加热蒸汽温度T4 T3t4+t464.7+23.6688.36第三效二次蒸气的温度由X3=25.43%及T38

26、8.36查有关表得糖液沸点升高为3=0.5,又由于液柱静压强引起的温度差损失及流体阻力产生的温度差损失不变故有t3 =T3+3+3+i=88.36+0.5+1.3+1=91.16其余类推，得t2=104.4, t1= 114.14列于下表：效次第1效第2效第3效第4效加热蒸汽温度Ti 120.20112.44102.4088.36有效温度差ti 6.197.7411.3023.66沸点ti114.14104.491.1664.70将核算求得的各效溶液沸点与沸点初值比较:t1=(t1-t1)/ t1=(114.4-114.14)/114.4=0.0023<0.05t2=(t2-t2)/ t

27、2=(104.7-104.4)/104.7=0.0029<0.05t3=(t3-t3)/ t3=(91.1-91.16)/91.1=-0.00066<0.05t4=(t4-t4)/ t4=(64.7-64.7)/64.7=0<0.05故计算结果合理.由于查表存在误差，故有效温差与再分配时的有一定的差距，以下根据再分配的计算各效热量衡算T1112.44 T2102.4 T388.36 T457.3H12698.1kJ/kg H22681.3kJ/kg H32656.8kJ/kg H42599.7kJ/kg3.重新计算多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量第i效水分蒸发量计算式为：W

28、i =ii Di +（FC0- CwW1-Cw W i­1）i 式中： i1 i取0.98 i(ti-1 -ti)/(Hi- Cw ti ） 表i第1效第2效第3效第4效ti ()114.14104.491.1664.70ti-1 -ti ()09.7413.2426.46Hi( kJ/kg)2698.12681.32656.82599.7i00.00430.005820.011第一效：水分蒸发量为：W1=1i D1 +（FC0- CwW0）1=1D1=0.98 D1第二效：水分蒸发量为：W2 =2i D2+（FC0- CwW1）2 =0.98*W1+(6400×1)

29、15;0.0043 =0.96W1+104.91第三效：水分蒸发量为：W3=33 D3+（ FC0- CwW1-Cw W 2）3代入有关数据得 W3=0.894W1+238.94第四效：水分蒸发量为：W4=44 D4+（ FC0- CwW1-Cw W 2-Cw W 3）4代入有关数据得 W4=0.747W1+487.02又W= W1+ W2+ W3+ W4=5296.55kg/hW1=1240.12kg/h W2=1295.43kg/h W3=1347.61kg/h W4=1413.39kg/hD1 =1265.43kg/hWi与第一次结果相比较，其相对误差为：W1的比较11238.11/12

30、40.120.0016W2的比较11293.50/1295.430.0015W3的比较11347.61/1351.440.0028W4的比较11413.39/1413.520.0092均小于0.05，故结果合理4. 传热面积的计算由公式：Si=Qi / kiti ；Qi = Dii；ti =Ti - ti Ki=465Ti/xi第1效第2效第3效第4效各效加热蒸汽消耗Di kg/h1265.431240.121295.431347.61各效加热蒸汽蒸发热i KJ/kg2204.62225.732252.202286.49各效传热系数 Ki kcal/m2.h.240019001376698ti

31、 =Ti - ti 6.197.7411.3023.66各效的传热面积Si m244.8844.8644.8544.59误差为：1-Smin/Smax=1-44.59/44.88=0.0065<0.03 迭代计算较初次计算更合理，取平均传热面积 S1.1×（S1+ S2 + S3 + S4）/4=49.27 m22、 计算结果汇总列表：第1效第2效第3效第4效冷凝器加热蒸汽温度Ti /120.20112.44102.4088.3657.3操作压强Pi/kPa154.510963.5 18 18各效溶液沸点ti /114.14104.491.1664.70各效完成液浓度Xi /%

32、12.4016.5425.4358.00蒸发水量Wi kg/h1240.121295.431347.611413.39生蒸汽消耗量D kg/h1265.43最终有效温度差ti 6.197.7411.3023.66传热面积 S/ m244.8844.8644.8544.59平均传热面积 S/ m249.27表中P4Pk18kPa。三、蒸发器的主要尺寸（一）加热室1管子数目n的计算：蒸发器加热管选用423mm，管长L=1.8m 管间距取t=54mm管子数目 n=A/dHL=49.27/(3.14×42×10-3×1.8) =2082. 管板直径（加热室直径） D1（外

33、径）D1=1.15tn1/2=1.15×54×2081/2=896mm取D1=900×12 mm化工过程与设备课程设计指导书3. 中央循环管的直径D2（内径）D2=（0.40nd02）1/2=0.40×208×(42-6)21/2=329mm圆整D2=400×10mm（二）蒸发室1蒸发室直径D3为了使结构简化，一般取蒸发室直径和加热室直径相同D3=D1=1100×14 mm 2蒸发室高度H考虑到捕沫器与辅助设备安装，为方便蒸发器与原料液分离充分，蒸发器高度取为加热管长的1.5倍H=1.8×1.5=2.7m(三)接管

34、尺寸1. 溶液进出口管径 四效蒸发系统流速小于1.2m/s,取u1=1.1m/sVS1=WS1/=6400/（1038×3600）=1.71×10-3m3/sd1=(4VS1/u1)1/2=4×1.71×10-3/(3.14×1.1）1/2=44.5mm圆整d1=543 mm2二次蒸汽进出口管路取u2=45m/s W4=1413.39 kg/h T4=88.36=0.4039 kg/ m3 d2 =(4W4/u2)1/2=4×1413.39/(3.14×0.4039×3600×45)1/2=165.88m

35、m圆整d2=180×5mm3. 冷凝水出口管路需小于0.6m/s,取u3=0.5m/s W4=1413.39kg/h =1000 kg/ m3d3=(4VS3/u3)1/2=4×1413.39/（3.14×1000×3600×0.5）1/2=31.63mm 圆整d3=38×3 mm4. 生蒸汽进口尺寸取u4=30m/s 由生蒸汽压力P 1=200kPa =1.1273kg/m3 D1=1265.43kg/hd4=(4D1/u4)1/2=4×1265.43/（3.14×30×3600× 1.127

36、3）1/2=115.07mm圆整d4=127×4mm (四)结果汇总蒸发器尺寸设计总表部件名称部件参数尺寸加热室传热面积S /m249.27中央循环管直径D2/mm400×10管板直径D1/mm1100×14加热管根数208管间距t/mm54加热管长度L/m1.8加热管直径/mm42×3蒸发室直径D3/mm1100×14 高度H/m2.7各种接管进料管直径d1/mm543出料管直径d1/mm543二次蒸汽出口管直径d2/mm180×5冷凝水出口管直径d3/mm38×3生蒸汽进口管直径d4/mm127×4第 三 部

37、分 辅助设备的选择蒸发装置的辅助没备主要有：气液分离器、蒸汽冷凝器、真空系统（1、气液分离器 除去蒸汽中所夹带的液滴。 由于填料式除雾器的比表面积大，且效率高，所以选用填料式除沫设备。（2、蒸汽冷凝器 冷凝最后一效出来的二次蒸汽 选用工业使用最多的干式逆流高位冷凝器作为蒸汽冷凝设计计算基础。 （3、真空系统 维持最后一效真空度为680710mmHg为宜 由于本设计最后一效真空度为635mmHg，要求并不高，但为了安全起见，选用一般的水喷射真空泵（600650mmHg）。第 四 部 分设计过程分析讨论：1、本次课程设计了四效蒸发器，蒸发器各效的操作压强依次降低，各效的加热蒸汽温度及溶液的沸点也依

38、次降低，所以提供的新鲜加热蒸汽压强较高，这些特点在设计过程中得到的结果可以得到验证。并流加料蒸发操作流程设计相对比较简单，四效并流加料流程由四个蒸发器构成，并流的特点决定了其不需要另外用泵，而且会产生自蒸发，效率较高的优点。但是在实际生产过程中由于溶液组成逐渐升高，温度却降低，导致传热系数逐渐下降，从得到的数据可以看出这种情况在后二效中尤为严重。2、在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，必须确保各效有效温度差ti不得少于5-7，因为当有效温差小于5时，有可能使蒸发过程无法进行，大于5-7时，则可以维持料液在泡状沸腾阶段。本次设计初次计算所得的各效有效温度差ti符合要求。3、在进行传热面积的衡算时，各效传热系数 K值的取值要特别注意，尤其是前两效求得的K值可能没有落在经验数值范围内，此时需在经验数值范围内取一K值来