麦芽糊精工艺计算模板

麦芽糊精工艺计算模板麦芽糊精工艺计算模板麦芽糊精工艺计算模板V:1.0精细整理，仅供参考麦芽糊精工艺计算模板日期：20xx年X月第4章工艺计算物料衡算已知：糊精收率（商品淀粉转化率）96%；糊精DE=18；淀粉含水量：14%；理论绝干淀粉转化为绝干糊精转化率：102%；实际转化率：96%；日产糊精：（一年按300天计算）；糊精含水量：5%；损失：6%调浆工段根据调乳水温℃查表：淀粉乳浓度：32%；密度：m3；CaCl2用量：%；10%CaCl2溶液浓度：kg/m3Na2CO3用量：t淀粉乳；10%Na2CO3溶液浓度：kg/m3耐高温α-淀粉酶用量：t干淀粉pH：～。（1）日处理绝干淀粉量==（2）日处理湿淀粉量==kg（3）淀粉乳重==kg（4）淀粉乳体积==（5）CaCl2用量=淀粉乳重×%=×%=kg（6）10%CaCl2用量==（7）10%CaCl2体积==m3（8）Na2CO3用量===（9）10%Na2CO3用量==（10）10%Na2CO3体积==m3（11）加酶量=日处理绝干淀粉量××10-3＝××10-3＝（12）加水量=（13）固形物量=日处理绝干淀粉量+CaCl2用量+Na2CO3用量+加酶量=+++=（14）料液量=淀粉乳重+10%Na2CO3用量+10%CaCl2用量+加酶量=+++=1002372kg（15）锤度（DS）===%液化工段工艺参数：蒸汽喷射压力：kg/m3蒸汽温度：℃淀粉乳比热：kg·℃饱和蒸汽比热：1kcal/kg·℃汽化潜热：kcal/kg·℃一喷温度：105±1二喷温度：125±1液化液比重：1106kg/m3热量损失：3%物料损失：1%淀粉乳初温：50液化后化学增重：102%一次喷射：（16）所需热量Q1=CM（t1-t2）=×料液量×（105-50）=××55=kcal/kg（17）所需蒸汽量D1===（18）蒸汽实量=所需蒸汽量D1×（1+）=（19）料液量=蒸汽实量+料液量（14）=二次喷射：（20）所需热量Q2=CM（t2-t3）=料液量（19）××（125-105）=.3kcal/kg（21）所需蒸汽量D2===（22）蒸汽实量=D2×（1+）=（23）料液量=料液量（19）+蒸汽实量=+=（24）液化过程蒸汽喷射量=蒸汽实量（18）+蒸汽实量（22）=（25）锤度（DS）===%闪蒸：（26）释放热量Q放=G二喷物料×C水×（t2-t0）＝××（125-100）＝4kcal/kg（27）自蒸发水量==过滤糖损失：%，固形物损失：%（28）糖量=固形物量×18%=×=（29）糖损失量=×%=（30）固形物损失=×%=（31）固形物量=（32）料液量=料液量（23）－糖损失量-固形物损失-自蒸发水量=（33）锤度（DS）===%（34）溶剂量=精制一次脱色：依据：加旧炭%，固形物损失%，固形物糖损失%（35）加炭量=固形物量（31）×%=×%=（36）固形物量=+=（37）物料总量=料液量（32）+加炭量=+=（38）体积==（39）实际固形物量=固形物量（36）×（1-1%）=（40）洗水量=（实际固形物量+溶剂量）×1%=（41）过滤后料液量=洗水量+溶剂量+实际固形物量=++=（42）锤度（DS）===%（43）实际还原糖量=（糖量-糖损失）×（%）=二次脱色：（44）加炭量=实际固形物量×%=×%=（45）固形物量=+=（46）物料总量=过滤后料液量+加炭量=+=（47）实际固形物量=实际固形物量（39）×（1-1%）=（48）洗水量=（实际固形物量+溶剂量+洗水量（40））×1%=（++）×1%=（49）过滤后料液量=洗水量（48）+溶剂量+实际固形物量+洗水量（40）=+++=（50）实际还原糖量=×=（51）锤度（DS）===%离子交换进料浓度：%出料电导率≤100精制工段的料液损失：%（52）离交后的糖量=实际还原糖量（50）×=×=（53）离交后固形物量=实际固形物量（47）×=×=（54）DE（%）==%（55）含水量=（56）洗水量=（含水量+离交后固形物量）×1%=（+）×1%=（57）料液量=含水量+离交后固形物量+洗水量=（58）锤度（DS）===%蒸发浓缩进料浓度：%出料浓度：50%固形物无损失（59）料液量===（60）含水量=料液量-离交后固形物量=（61）蒸发水量=含水量（55）+洗水量-含水量（60）=喷雾干燥进料浓度：50%出料浓度：95%固形物损失：%（62）固形物量=离交后固形物量×（%）=×=（63）产品量===（64）产品实际得率===%热量衡算蒸发工段由于蒸发水量不是很大，故采用四效逆流降膜式蒸发器，用总物料量横算确定总蒸发量。公式：W=F×（1-）第一效加热蒸汽温度为℃，查表得绝对压强为200kPa。末效冷凝器温度为℃，查表得绝对压强为20kPa。进料量F===h总蒸发量及各效蒸发水量计算W=F×（1-）=×（1-）=h假设各效蒸发水量相同，即：W1=W2=W3=W4===h计算各效排液浓度X1=X2===X3==X4==计算各效蒸汽压强：假设蒸汽通过各效压强降相等△Pi===45kPa△P1=200-45=155kPa△P2=155-45=110kPa△P3=110-45=65kPa由Tk=℃得知最后一效二次蒸汽温度T4=℃，查表得：△P4=kPa查表得：T1'=℃，T2'=℃，T3'=℃，T4'=℃各效沸点升高计算，由经验公式：△i=+得各效沸点升高T1=℃，T2=℃，T3=℃，T4=℃查表得：r1=kgr1'=kgr2=kgr2'=kgr3=kgr3'=kgr4=kgr4'=kg各效沸点和有效温差计算公式：Cp0=×糖的百分比+C水×水的百分比T0=60℃，Cpw水=kg·Cp0=×+×=（kg•℃）Cp2=×+×=kJ/（kg•℃）Cp3=×+×=kJ/（kg•℃）Cp4=×+×=（kg•℃）一效：t1=T1'+△1'=+=℃二效：t2=T2'+△2'=+=℃三效：t3=T3'+△3'=+=℃四效：t4=T4'+△4'=+=℃有效温差△t1=T1-t1=△t2=T2-t2==℃△t3=T3-t3=△t4=T4-t4=对各效焓平衡得Dr1=（F-W2-W3-W4）Cp2（t1-t2）+W1r1W1r2=（F-W3-W4）Cp3（t2-t3）+W2r2W2r3=（F-W4）Cp4（t3-t4）+W3r3W3r4=FCp0（t4-t0）+W4r4代入数值解得：W1=h，W2=h，W3=h，W4=hD=h求传热面积：（取K=2000W/（m2•℃））S1===S2==S3==S4==相对偏差εs=1－=1－＞3%，故进行第二次核算重新分配有效温差S==△t1'===℃，△t2'==℃△t3'==℃，△t4'==℃∑△t'=+++=℃重新核算各效浓度及各沸点升高X1=X2===X3===X4===由经验公式△i=+，得各效沸点升高△1，=×＋×＝℃△2，=×＋×＝℃△3，=×＋×＝℃△4，=×＋×＝℃重新核算各效加热蒸汽温度，二次蒸汽温度及各效沸点T1=℃，t1=T1-△t1'=，T1'=t1-△1'=℃T2=℃，t2=T2-△t2'=，T2'=t2-△2'=℃T3=℃，t3=T3-△t3'=，T3'=t3-△3'=℃T4=℃，t4=T4-△t4'=，T4'=t4-△4'=℃查表得：r1=kgr1'=kgr2=kgr2'=kgr3=kgr3'=kgr4=kgr4'=kg各效沸点和有效温差计算公式：Cp0=×糖的百分比+C水×水的百分比T0=60℃，Cpw水=kg.Cp0=×+×=kJ/（kg·℃）Cp2=×+×=kJ/（kg•℃）Cp3=×+×=（kg•℃）Cp4=×+×=（kg•℃）将以上数值带入焓平衡方程解得：W1=h，W2=h，W3=h，W4=hD=h求传热面积：（取K=2000W/（m2•℃））S1==S2==S3==S4==相对偏差εs=1－=1－＞3%，故进行第三次核算。重新分配有效温差S==△t1''='==℃，△t2''==℃△t3''==℃，△t4''==℃∑△t''=+++=℃重新核算各效浓度及各沸点升高X1=X2===X3===X4===由经验公式：△i=+得各效沸点升高△1，=×＋×＝℃△2，=×＋×＝℃△3，=×＋×＝℃△4，=×＋×＝℃重新核算各效加热蒸汽温度，二次蒸汽温度及各效沸点T1=℃，t1=T1-△t1''=，T1'=t1-△1'=℃T2=℃，t2=T2-△t2''=，T2'=t2-△2'=℃T3=℃，t3=T3-△t3''=，T3'=t3-△3'=℃T4=℃，t4=T4-△t4''=，T4'=t4-△4'=℃查表得：r1=kgr1'=kgr2=kgr2'=kgr3=kgr3'=kgr4=kgr4'=kg各效沸点和有效温差计算公式：Cp0=×糖的百分比+C水×水的百分比T0=60℃，Cpw水=kg.Cp0=×＋×=（kg•℃）Cp2=×+×=（kg•℃）Cp3=×+×=kJ/（kg•℃）Cp4=×+×=（kg•℃）将以上数值带入焓平衡方程解得：W1=hW2=hW3=hW4=hD=h求传热面积：（取K=2000W/（m2•℃））S1==S2==S3==S4==相对偏差εs=1－＞3%，故进行第四次核算重新分配有效温差S==△t1'''==℃，△t2'''==℃△t3'''==℃，△t4'''==℃∑△t'''=+++=℃重新核算各效浓度及各沸点升高X1=X2===X3===X4===由经验公式：△i=+得各效沸点升高△1，=×＋×＝℃△2，=×＋×＝℃△3，=×＋×＝℃△4，=×＋×＝℃重新核算各效加热蒸汽温度，二次蒸汽温度及各效沸点T1=℃，t1=T1-△t1'''=，T1'=t1-△1'=℃T2=℃，t2=T2-△t2'''=，T2'=t2-△2'=℃T3=℃，t3=T3-△t3'''=，T3'=t3-△3'=℃T4=℃，t4=T4-△t4'''=，T4'=t4-△4'=℃查表得：r1=kgr1'=kgr2=kgr2'=kgr3=kgr3'=kgr4=kgr4'=kg各效沸点和有效温差计算公式：Cp0=×糖的百分比+C水×水的百分比T0=60℃，Cpw水=kg.Cp0=×+×=（kg•℃）Cp2=×+×=kJ/（kg•℃）Cp3=×+×=kJ/（kg•℃）Cp4=×+×=kJ/（kg•℃）将以上数值带入焓平衡方程解得：W1=h，W2=h，W3=h，W4=hD=h求传热面积：（取K=2000W/（m2•℃））S1==S2==S3==S4==相对偏差εs=1－=1－＜3%取传热面积为152m蒸汽的经济程度为：W/D==即1kg蒸汽可蒸发水。该工程蒸汽消耗总量=×24=喷干工段（1）蒸发量W=G（X1-X2）X1===1，X2===G=G1（1-W1）=×（1-50%）/24=绝干料/hW=G（X1-X2）=×（）=水分/h（2）新鲜空气消耗量L=，由图5—3查出当t0=20℃，φ0=60%时，H0由空气离开干燥器时t2=45℃，φ0=30%时，H2L==602296kg绝干气/h新鲜空气消耗量为L0=602296×（1+）=新鲜空气/h（3）风机的风量V，，V〃=LνHνH=（+）×=（+×）×=新鲜湿空气/kg绝干气V〃=LνH=602296×=m3新鲜湿空气/h（4）预热器中消耗的热量QpQp=L（I1-I0）当t0=20℃，φ0=60%时，查得I0=43kJ/kg绝干气，空气离开预热器时t1=90℃，H1=H0=kJ/kg绝干气，查得I故Qp=602296×（115-43）=KJ/h（5）向干燥器补充的热量QD由空气离开干燥器时t2=45℃，φ0=30%时，H2由图5—3查出I1=158kJ/kg绝干气QD=L（I2-I1）+G（I2，+I1，）+QL=L（I2-I1）+GCm（θ2-θ1）+QL=602292×（158-115）+××（60-20）+×3600=.75kg/h（6）干燥系统消耗的总热量QQ=QP+QD=+.75=.75kJ/h（7）干燥器系统的热效率ηη===%各工段耗气耗热计算（1）调乳：℃→50Q=CM△t=××（）=.43kcalD===（2）一喷：50℃→105Q=CM△t=×1002372×（105-50）=kcalD===（3）二喷：105℃→125Q=CM△t=××（125-105）=.3kcalD===（4）浓缩前预热热：50℃→60Q=CM△t=××（60-50）=D===（5）蒸发浓缩：60℃→℃Q=CM△t=××（）=.12kcalD===（6）喷雾干燥：℃→℃Q=CM△t=××（）=.09kcalD===水平衡计算该工程中所有用水的项目（1）调水乳用水（2）配制氯化钙用水（3）配制碳酸钠用水（4）液化液冷却用水（5）板框过滤洗涤用水（6）离子交换柱用水（7）蒸发汁气冷凝水（8）其它生活用水用水量计算调淀粉乳用水调氯化钙用水碳酸钠用水量液化液冷却（通过板框换热器降温）用水：Q=×（）×（95-60）=.2kg设汽冷却初温为20℃Q=CM水△t得M水==板框过滤用水量=+=离子交换用水：用量约占物料每小时流量2~3倍即：×24=浓缩后汁汽冷却用水浓缩后汽冷却用水：—二次蒸汽量（）—二次蒸汽热焓（）—二次蒸汽冷凝焓（Kg）—冷却水出口温度（60℃）—冷却水进口温度（20℃）—水的比热（1Kcal/（Kg·℃））W=D（i-i0）/c（tk-tw）=h自循环W=×24=设备洗涤用水：设备每天用水为淀粉乳的5%即：×5%=总洗涤用水=++=生活用水：约占物料的2%共计：×2%=三大平衡计算结果：表4-1物料衡算结果项目锤度（%）固形物量（kg）含水量（kg）物料量（kg）体积（m3）密度（kg/m3）调浆液化1119过滤1106一脱--二脱--离交--蒸发--干燥--表4-2热量衡算结果项目温度（℃）压力（kg/m3）耗气量（kg）调浆50一次喷射105二次喷射125浓缩前预热热量60蒸发浓缩喷雾干燥加热表4-3水平衡计算结果项目耗水量（kg）调浆用水液化冷却水浓缩后支汽冷却用水设备洗涤用水生活用水第5章设备选型蒸发罐的结构设计由蒸发工段物料、汽平衡的计算可得，本次设计的蒸发罐为四效等面积降膜蒸发器，每效传热面积为152m管子的选择与排列规格的选择管子的直径和长度的选取对换热器的效果和造价由直接的影响。在条件不变的前提下，管径越小越有利于传热，但管径过小会给清洗和安装维修带来困难。综合考虑下，本设计采用Φ40×2，长8m的不锈钢管材料为Crl8Ni9Ti（CB2270-84）管子长径比L/D=8000/36=222﹥100合格。管子的排列管子在管板上排列有三重形式:正方形、正三角形、同心圆排列，因为在－定管板面积上三角形排列最多，因此选择正三角形排列。（1）各效的布管数为安全起见F1=F×n=F1/πDL=152×（××8）=根，取216根（2）管心距的确定管板孔径与中心距：设管子的外径为do，相邻的管中心距为a，令Ao为一根管子的外截面（等于管板板孔截面）。为相当一根管子的管板面积，则有：，若以结构系数Co表示全部孔径的面积和装管部分的总面积的比率；当管板数为n时，则有Co＝＝，可得：＝CoCo随管径的增大而稍微增大，它表示管子排列的紧凑程度，同时考虑胀管时管板的稳定性与蒸汽的流通面积，在现代的蒸汽罐中，Co=—，为了使加热室结构紧凑，常采用较大值，取Co=，则a==×40=50mm，取5各壳体内径确定D1=a（n0－I）+4d0式中a—相邻两管中心距，mm；nc—管束中心线上的管数；d0—管径，mm。nc=（300）=根，取17根D1=52×（17-1）+4×40=960mm，取壳体壁厚的确定与校验壳体材料山经济取lCrl8Ni9Ti（CB2270-84），设计的温度为℃，设压力为2kg/cm2，假设属于短圆筒壁厚的确定:壳体材料由经验选为lCrl8Ni9Ti，由公式式中S0—加热室或蒸发室壁厚mmD1—圆筒内径mm，取1300mmp—操作压力，取2kg/cm2m—稳定系数，lCrl8Ni9Ti制成壳体m=3H—管体长度，取8000mmE—弹性模数，取×lO6kg/cmC1—腐蚀裕度，由介质对材质的均匀腐蚀速率与容器设计寿命决定，即C1=K2·β由于材质是不锈钢，则腐蚀速率K2=0，即C1=0C2—钢板负偏差，－般C2=－1mm，取将已知数据代入公式：，取20mm计算临界长度（LCr）及校验由《化工容器》得：LCr=×（D0/S0）式中：D1—壳体内径S0—计算出的璧厚LCr=×1000×（1000/17）=＞8000mm与假设相符各效外径为D=D1+2S=1000+2×18=10确定封头结构尺寸（1）均采用椭圆型标标准头假没椭圆型封头的计算壁厚与筒体壁厚相等，即τ=21mm，则计算壁厚t=17－=（2）封头高度D/4得H=1000/4=2（3）椭圆封头当量直径R1选标准椭圆封头，其Di/zhi=2查《化工容器》P120表5-l得K==×700=630mm（4）封头内物料分配装置物料的分配装置是降膜式蒸发器很重要的部件，它直接影响每根蒸发管内物料分配的均匀度和成膜好坏，本设计采用了折流分配结构，物料从进料管进入蒸发器封头，再进入分配盘落至分配管上，最后落到列管的管板上。这种结构的成膜装置具有物料分配均匀，加工制造简单，清洗方便的优点。管板厚度的确定管板厚度取决于下列条件：在胀管时能良好地调定管子；承受预定压力时，不锈钢不影响相邻管板管型而引起胀管渗漏;胀管厚能维持管板形状而不变形；当承受蒸汽压力所产生的附加载荷作用时，其强度有保证。从胀管的可靠性来看，管板厚度可用最小截面积来计算。为了保证胀管后达到不渗透的要求具经验，管间的截面积f不能小于最小值f最小=190mm2，管板截面积f的计算如下：f=（a－d0）S（mm）式中：a—相邻管心距：52mmd0—管子外径S—管板厚度则S=f/（a－d0）+C其中：C—腐蚀裕度，一般取C=4mmS最小=f最小/（a－d0）+C=190/（50－40）+4=20mm。板厚此计算值大，主要考虑到受热时的内应力和面积的大小而采用的管子和管板之间采用不开槽胀缓，这样可保证连接紧密可靠，又起到密封作用。上下不凝汽排出管（1）不凝汽的害处a据道尔顿分压定律：P总压=P蒸汽+P水整齐蒸发器积存的不凝汽较多时，P不凝汽升高而P蒸汽汽下降，导致蒸汽稳定下降。b由于不凝汽不发生相变，会在蒸发罐内形成－个气带，减少传热面积。（2）不凝汽种类a氨气，它比蒸汽轻，停留在蒸汽上部b溶在水中的空气比蒸汽重，停留在蒸发罐下部，所以在罐的上部没设置不凝汽管。上部、下部的不凝汽管排出管均选Φ25×2钢管，上部在距上管板130mm处，下部距下管板280mm处。冷凝水排出管直径选择应保持水流速不大于s，选取第二效计算，根据蒸汽和冷凝水质量硫量相等，距下管板50mm处，尽量靠近管板，且符合化工设备焊接要求。W4/3600=vd=，.取60mm封头与筒体连接上封头于筒体间连接采用快开盖法兰螺栓，回转螺栓M20×100。支座采用支撑式支座，支撑罐体，支座尺寸按标准选取，查《材料与零部件》用B型，尺寸见组装图。分离器结构设计直径的确定d=，式中w—蒸发水分量（kg）W1=h，W2=hW3=h，W4=hρ—二次蒸汽的密度（kg/m3）w0—蒸汽流速（m/s）w0i=w01=m/sw02=sw03=sw04=s代入数据：d1=d2=d3=d4=为了制造和维修方便，取d1=d2=d3=d4=1m分离器入口矩形尺寸的确定根据abv=r式中：a，b—分别为矩形通道高宽，设比为2：1v—蒸汽流速，70m/sr—蒸汽体积，r1=sr2=sr3=sr4=s汁汽直径的确定d’=式中：vs—汁汽体积流量=rμ—为蒸汽流速一般为12—30m/s，取25m/s代入数据：第6章人员编制与经济核算人员配置为完成本设计生产任务，应需要以下生产技术人员、工人、行政辅助人员，具体人数配置如表6-1、表6-2和表6-3所示。表6-1车间生产定员工种班次人数合计男女预处理4118液化42112脱色4312离交41212浓缩4118维修122表6-2行政组织人员表部门人员部门人员行政3设备1品控2劳资1财务1文秘1表6-3辅助人员表工种班次人数合计男女电工122运输224锅炉