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文档简介
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..................................1
2.设计方案简介..............................2
3.三效并流蒸发设计计算......................4
4.蒸发器的主要结构尺寸的计算................15
5.蒸发装置的辅助设备的选用计算..............17
6.三效蒸发器结构尺寸确定....................20
7.附图......................................22
8.参考文献..................................22
9.后记......................................23
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
1.23.1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
1.23.2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Ki=1500W/(m2」C),
22
K2=1000W/(m-℃),K3=800W/(m-℃)
1.23.4原料液的比热容为3.768Kj/(kg.℃),各效蒸发器中料
液液面高度为:L5m
1.2.3.5三效中的液体平均密度为
1120kg/m31260kg/m31270kg/-3
1.23.6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
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
后效呈过热状态,过料时有闪蒸出现。此流程有下面几点优点:①
各效间压力差大,可省去输料泵;②有自蒸发产生,在各效间不必
设预热管;③由于辅助设备少,装置紧凑,管路短,因而温度损失
小;④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;单程蒸发器包括升膜式、降
膜式、升一降膜式及刮板式等。还可按膜式和非膜式给蒸发器分类O
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。
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40%〜
100%o加热管长一■般为1〜2m,直径25〜75mm,长径比为20〜
40o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。
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L2-3.0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
FXO=(F-W)X%3...................................................................(1)
其中F一每小时的进料量,Kg/h
W一每小时的水份蒸发总量,Kg/h
/、
W=F1-&300000000.11
x(l-)=336Ug//z
300x240.57
IX3J
因并流加料,存在着自蒸发,又蒸发中无额外蒸气引出,可取
Wl:W2:W3=l:1.1:1.2
因为W=W1+W2+W3=3.3W1计算出各效的蒸发量
均=3;,=1018.5kg/h
W2=l.1x1018.5=1120.0kg/h
W3=1.2X1120.0=1222.2kg/h
c、
由(1)式得1-工…....................................(2)
ilX3j
由(2)式得XL尸您计算出各效的浓度
b-Lwi
FXo
r=——=----4166x0.11----二。2259
4166-1018.5-1120,
%=0・568
3.2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
工2=ppk=200-15=185kpa
各效间的平均压力差
Ap,=W^=^=61.67kpa
由各效压力差可求得各效蒸发室的压力,即
P;=P]-A/Z=200-61.67=138.33kpa
P,=2A/9.=200-2x61.67=76.66kpa
p;=p;=i5kpa
表1有关资料列表
效数IIIIII
二次蒸汽压力p;,kpa138.376.715
二次蒸汽温度冗,℃108.892.153.5
(即下一效加热蒸汽温度)
二次蒸汽的气化潜热人2245.72280.62370.0
kj/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已分别为
5608
4=108.9℃j=92.76℃tA3=-℃
则各效由于溶液沸点比水的沸点升高而引起的温差损失
A;=〃「T;=108.92J08.8=0』℃
A2=tA2-T;=92.76-92.1=0.8℃
A;=tA3-T;=56.08-53.5=2.6℃
所以EA'=0.1+0.8+2.6=3.5℃
3.2.2求由于液柱静压力而引起的温度损失A,
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
尸av=尸;+(其中I为液面高度,m)................(3)
n、P°、glcoc1.04413x9.81x1.5,
所以Pavi=P1+=138.3+-------2-------=145.93a
cZP2glr,r1.14347x9.81x1.5。…
尸av2=Pi+1;—=76.7H----------------=S5.1kpa
cZP1.27123x9.81x1.5»“
Pav3=p+匕学一=15+---------------=24.43a
由平均压力查得对应饱和温度为
,=110.3℃=94.8℃,=62.7℃
JT-pavl-TLpav2?T-Lpav3
所以^'=1^-7;=110-3-108.8=1.5℃
A;'=T^2-T;=94.8-92.1=2,7℃
A'=丁2T;=62.7-53.5=9.2℃
故EA''=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ZA;''=A;''=A;''=I℃,则ZA、''=3℃
综合(D(2)(3)步得总温度损失
EA=ZA'+EA''+EA"'=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ZA=ZA;+ZA;'+ZA;''
得ZA^Ai+A;'+A;''=0.1+1.5+1=2.6℃
EA2=A2+A;>+A;''=0-8+2.7+1=4.5℃
EA3=A;+A;'+A;''=2.6+9.2+1=12.8℃
各效料液的温度为由力=……T;+&
ti=T;+A=108.8+2.6=111.4℃
t2=T;+A2=92.1+4.5=96.6℃
t3=T;+A,=53.5+12.8=66.3°。
因
由手册查得200kPa饱和汽温度为120.2℃,气化潜热为
2204KJ/Kg,所以ZAt=EA,=120.2-53.5-19.9=46.8℃
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
F;
Q=Dr.=(cp0-Wicpw-W2cpwWn-iGwfc-加)+W*+Q
(4)
在(4)式,其中D—第i效加热蒸气量,Kg/h
八一第i效加热蒸汽的汽化潜热,KJ/K
1•;一第i效二次蒸汽的汽化潜热,KJ/K
Cp。一原料液的比热容,KJ/(Kg/℃)
加加一分别为第i效和第i-1效溶液的温度(沸点),℃
Qi一热损失量,K.J
由(4)式两边同时除以得:
Wi=D%/r;+(尸cp0-Wlcpw-W2cpw---Wn.iri-Qjn…
(5)
由式(5)去掉Q;/r\乘以热利用系数ni,表示上式得:
F
\Dirjn+(Go-WicpwW2cpw-W〃一i-九)//Q;/r\
对于沸点进料%=力,考虑到蔗糖溶液浓度浓缩热影响,
热利用系数算式为7;=0.98-0.7\
其中Ay为第i效蒸发器中液料溶质质量分数的变化.
rj=0.98-0.7x(0.1456-0.11)=0.9551
=0.98-0.7x(0.2259-0.1456)=0.9238
7;=0.98-0.7x(0.568-0.2259)=0.7405
第I效热衡算式为
I八fl)
Dlrl22046
=09551......................(a)
二."-DIW7=0.9376JD1
R
第II效热衡算式为
Go-1
W2=72W*+(FWiGJU
r2r2
2245,NT(-“__-crYYT111.4-96.6
—一八0.c92c3r8cx「------XX7+(4166x3.768-4.187\X7)、x----------
_2280,6VV1vvv172280,6_
=0.8846W1+94.1.................................(b)
同理得第卬效
03=/[亚书+1金-卬A-忆。J女马
7
丫3、r3
966663
=0.7405义J2280”vw+(4166x3.768-4.187W「4.187vw)---
2370W2'vvivv2/2370.0
=0.6729W,一0-0396W|+148.6
又WI+W2+W3=3361..................................(d)
联解(a)(b)(c)(d)
W「1212.2kg/hW,=1166.4kg/h
W.「982.4kg/hD「1292.9kg/h
3.4蒸发器传热面积估算
2
sQ=Dr.
K攸、
T.
292c610=0.791x106讨
Ati=T/%=1202-111.4=8.8℃
=0791X10:=5915m2
5i
KAti1500x8.8
T.
1212.2x2245.7x10
=0.756x10%
Q2=W,r23600
At?=-心=T;=108.8-96.6=12.2℃
Q,0.7056x1062
=-----------=61.9m
K2At21000x122
a
=1166.4x2280.6xJ0=0.739xlQ6ff
Q3W2n=3600
八右=1力=冗%=92.1-66.3=25.8℃
义6
0.7391A
_a"KT5=-10=35.8
K3At3800X25.8
m2
误差1_2=1_焉=0.422>0.()5,误差较大,应调整各效有效
2\max61.98
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=59.99X8.8+6L98X122+35.8X25.8=4719
46.8
若使各Q值保持不变则有sA彳=SVU
其中是各效经过有效温差再分配后的温差
4;=3AL答X8.8=11.2℃
./61.98
At2=^^=^-><12.2=16.1C
武=:八人箸义25.8=19.6℃
3.6重复上述步骤
3.6.1计算各效料液的质量分数
为=上五="(Hln55
A1歹-W|4166-1212.2
v=---'x。--=---4166x0.11----=0256
歹-W「W,4166-1212.2-1166.4
X3=0.508
3.6.2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ni效
加热蒸汽的温度为73=九=八+Ar;=66.3+19.6=85.9°。
查杜林图,得第n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n效的料液温度为
t2=j+A;+A:=86.3+2.7+l=90℃
同理T?=T;=右+加;=90+16.1=106.1℃
查杜林图,得第一效料液沸点为=108.92°。,则
t1="+A;+A;〃=108.92+1.5+l=llL5℃
t1=TrAt;=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^At=46.8℃
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IIIIII
加热蒸汽温Tl=120.2T;=106.1T;=85.9
度,。C
有效温度,℃AmAt;=19-6
料液温度(沸/09「90『6.3
点),℃
3.6.3各效热量衡算
查手册得出T;=106.1℃=2234.7kJ/kg
T;=85.9℃£=2285.5kJ/kg
;=2370.0,
xr3T/v
T3=53.5℃kJ/kg
第I效
4=0.98-0.7.=0.98-0.7x(0.155-0.11)=0.948
Dm
9482204.6
Wi=7'=°-Di——=°-935D,
r\t2234.7
第H效
=0.98-0.7.=O-98-0.7x(0.256-0.155)=0.9093
+屋。
W2=72"c"
2234.7…-1H.5-90
=0.9093x^jW1+(4166x3,768-4.187W1)x^?r
=0.798Wi+405.2...............................(f)
第ni效
=0.98-0.7Ax,=°-98-0.7x(0.585-0.256)=0.80
+F
W3=73'(CP0-W1CPW-W2D
1兀r3J
22855(19Q66.3
).0.80+41660x3368-4.187.-4.187TT----------
2374.0TWJ/2IWi\V7)2374.6
0.702W2-0-0179WI+77.13
=.............(g)
又WI+W2+W3=3822.........................(h)
联解(e)⑴(g)(h),得
二1228kg/hW2=1178kg/h
W3=955kg/hDi="[dkg/h
与第一次结果比较,相对误差为:
1212
=0.013
1228
1166
0.010
'1178
982
=0.020
955
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
1314X2204.x..
1U=0.804X1八6
e,=D.rr360010
At;=lL2℃
0.804x106
6.=47.8m2
KAt;1500x11.2
1128x2234.7x103
Q2=Wj;==0.762xl06w
3600
At;=i6』℃
6
Q2_0,762x10
s2KAt:1000X16]
a
1178x2285.5x10
=0.7747x106w
Q3=W2r2=
3600
At;=19.6。。
6
Q3_0.747XIQ
S47.6m2
3K3At;800x19.6
V473
误差=1---=0.010<0.05
Q47.8
2max
选代计算结果合理,取平均传热面积S=47.5m2
3.7计算结果列表
表3计算结果表
效次IIIIII冷凝器
加热蒸汽温120.2106.1685.953.5
度一,℃
操作压力125601414
P、,kpa
溶液温度111.590.066.3
(沸点上℃
完成液浓度15.525.650.8
蒸发量Wi,11281178955
kg/h
蒸汽消耗量1314
D,kg/h
传热面积47.547.547.5
S,,m2
4.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=:
TidOyL-O.l)
其中s—蒸发器的传热面积,m2,由前面的工艺计算决定
dO一加热管外径,m
L—加热管长度,m,取L=2m,d0=57mm
47.5
有'=..........;=139.6-140根
1n13.14x0.057x(2-0.1)
4.2循环管的选择
有经验公式循环管内径Di=-0.i)n/,因为S较大,取
0.4口d.=JS4义140x0.050=0.374m
D
取。尸0.374m
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
"c~1.lVn=l.lxJ140=13根
加热时内径0=优-1)+2/?
其中t为管心距,取0.07m,b'=ld0
D=0.07x(13-1)+2x1x0.057=.0.954m
取=954mm
w
4.4分离室的体积v其中W为某效蒸发器的二次蒸气
3600pu
流量,kg/hP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Ll—L5m"(mis)取W=W-3=955.O
kg/hP=0.1301kg/m3U=1.5m3/(m3•s)所以
V=9550/3600=J3593分离室高度H与直径D的关系:
0.1301x1.5111
V=^£)2H,D==954mm求出H=1.90m
4.5接管尺寸的确定
流体进出口的内径d=、鳖计算
V初
4.5.1热蒸汽进口,二次蒸汽出口,其中Vs为流体的体积流
口W955.0/3600
Vs=—=--------------2.04m%
P0.1301
u为流体的流速3。侬,计算出d1皆=。294m
取管为530X15验算出u=4x2.04=64.96m/s
3.14x0.2
4.5.2溶液进出口,因为第一效的流量最大,所以取其为计算量
6250.0/3600
Vs==1.55X103
1120
因为其流动为强制流动,,u=0.8-15m/s,所以取u=4m/s则
3
有d=芈®。5m,取管为638X2.5则实际
流速为u=3.825m/s
4.5.3冷凝水出口,取W=955.0kg/h计算
Vs=>955鬻00..XU
按自然流动的液体计算,u=0.08—0.15m/s,取u=0.12m/s,则计算
出d=0.0321m
取管6108X9实际流体流速为
4x2.658x10-4,
u=----------------=0.328m/s
314x0.032V
5.蒸发装置的辅助设备的选用计算
5.1气液分离器
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
捕捉雾滴的直压力降分离效率气速范围
径
>50|im196〜588Kpa85〜90%常压12〜25mzs
减压>25m/s
5.1.2分离器的选型
由DOyDlDI:D2:D3:=1:1,5:2.0H=D-3
h=(0.4〜0.5)D1其中DO—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一除沫器的总高度,m
h—除沫器的内管顶部与器顶的距离,m
所以Dl=D0=0.53mD2=0.795mD3=1.06m
H=D3=1.06mh=0.4D1=0.212m
5.2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
2000P
5.2.2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20clm3冷去I:水可冷去口蒸汽量为X=49Kg,得
V,=—=19.493lh与实际数据比,VL偏小,故应取VL'
▼L491m11
=1.2VL=23.388m3/h
5.2.1.2冷凝器的直径:取二次蒸汽的流速u=15m/s
fn,lnI4x955.0/3600八…
贝LID=J"v=J-------------------=0.416m
\Tip/j.V3.14x15x0.1301
5.2.1.3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+l=0.7Ln计算,取L末=0.15m
即L-7=0.15m.依次计算出:L6=LI=些=o,21
0.70.7
L,七用二。43
2^2o.6i0-61
0.7=0.7=0.70.7
L2_087
0.70.7
弓型淋水板的宽度B'=0.8D=0.8X699=559.2mm
B=0.5D+50=0.5X699+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Uo=〃以丽
其中n-淋水孔的阻力系数,n=0.95〜0.98
-水孔收缩系数,甲=0.80〜0.82
h-淋水板堰高,m
取n=0.98=0.82计算u0=0.98X
0.8272x9.81x0.05=0.80m/s
孔数n=-------山----=---------........=533个
22
36OOx^Wo3600X^X0.80X0.008
考虑到长期操作时易造成孔的堵塞,取最上层孔数为
1.15n=l.15X533=612个,其它各板孔数应加大5%,即
1.05n=1.05X533=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0570X3.
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