甘蔗液真空蒸發(fā)裝置

1、<p><b>　　食品工程原理</b></p><p><b>　　課程設計說明書</b></p><p>　?。ǜ收嵋赫婵照舭l(fā)裝置）</p><p>　　學院：食品科技學院 班級：食品科學與工程1002班</p><p>　　姓名：白家瑋 學號：20103092

2、00204</p><p>　　指導老師： 譚軍 劉茹</p><p>　　設計時間：2012/12/20~2012/12/22</p><p><b>　　一、設計任務</b></p><p>　　本次設計的任務是根據(jù)所提供的原始數(shù)據(jù)和要求設計蔗糖液三效真空蒸發(fā)裝置，確定蒸發(fā)器的型式及蒸發(fā)流程；進行工藝計算，確定蒸發(fā)器

3、的傳熱面積及結(jié)構(gòu)尺寸。</p><p><b>　?。ㄒ唬?設計要求：</b></p><p>　　1、采用各效傳熱面積相等的蒸發(fā)器；</p><p>　　2、原料液采用沸點進料；</p><p>　　3、加熱蒸汽的冷凝液在飽和溫度下排出；</p><p><b>　　4、各效均無抽氣；

4、</b></p><p>　　5、各效有效溫度差不少于5-7℃；</p><p>　　6、加熱管長度不得大于2m；</p><p><b>　?。ǘ┰紨?shù)據(jù)</b></p><p>　　1、原料液處理量：F=10000 kg/h</p><p>　　2、起始液濃度： Xo=16%&l

5、t;/p><p>　　3、完成液濃度： Xn=58%</p><p>　　4、冷凝器壓強： 20 kPa</p><p><b>　　二、設備型式的選定</b></p><p>　　中央循環(huán)管式蒸發(fā)器結(jié)構(gòu)緊湊，操作可靠，制造方便, 溶液循環(huán)好,傳熱效果好，有標準蒸發(fā)器之稱,對于較粘的液體易結(jié)垢或在濃縮過程中會產(chǎn)生結(jié)晶的溶液都

6、可采用，但溶液的循環(huán)速度較低，并且由于溶液的循環(huán)使蒸發(fā)器中溶液的濃度接近于完成液的濃度，溶液沸點高，傳熱溫差小，影響傳熱。中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的主體是加熱室和分離室。加熱室由直立的加熱管束所組成，管束中間為一根直徑較大的中央循環(huán)管。分離室是汽液分離的空間。此外,這種蒸發(fā)器的加熱室不易清洗。中央循環(huán)管式蒸發(fā)器適用于處理結(jié)垢不嚴重,腐蝕性較小的溶液。</p><p>　　本試驗所處理的原液為16%的蔗糖溶液，粘度較小，

7、完成液濃度為58%，不會出現(xiàn)結(jié)晶。適合用中央循環(huán)管式蒸發(fā)器，所以本實驗采用中央循環(huán)管式蒸發(fā)器。</p><p>　　三、工藝流程及其說明</p><p><b>　　（一）確定工藝流程</b></p><p>　　根據(jù)蔗糖原液的粘度不高的特性，采用并流法操作。并流加料法的優(yōu)點為：后效蒸發(fā)室的壓強要比前效的低，故溶液在效間的輸送可以利用效間的壓強

8、差，而不必另外用泵。隨著壓強的降低，各效中溶液的沸點也隨著降低，這樣，糖汁便在溫度較低的情況下進行蒸發(fā)，因而可減少蔗糖的轉(zhuǎn)化和焦化，以及還原糖分解等有害影響。在并流加料法中，前一效的二次蒸汽作為后一效的加熱蒸汽，后一效的加熱室即為前一效的冷凝室此外，由于后效溶液的沸點比前效的低，故前效的溶液進入后效時，會因過熱而自動蒸發(fā)，因而可以多產(chǎn)生一部分二次蒸汽。采用多效蒸發(fā)的目的是為了充分利用熱能，減少生蒸汽的消耗，從而提高蒸發(fā)裝置的經(jīng)濟性。但隨

9、效數(shù)的增多，雖然能夠節(jié)約較多的生蒸汽，同時設備費用也隨之增加，所以綜合考慮采用三效。三效真空蒸發(fā)方案可使用蒸汽機的低壓廢氣作為熱源，第一效蒸汽壓力比較低，各效真空度比較高。這樣，糖汁便在溫度較低的情況下進行蒸發(fā)，因而可減少蔗糖的轉(zhuǎn)化和焦化，以及還原糖分解等有害影響。使用低壓蒸汽作加熱蒸汽，各效的二次蒸汽溫度也相應較低，且又是三效，熱損失比較小。且設備簡單，投資小，操作管理簡便。</p><p><b>

10、　　（二）工藝流程圖</b></p><p><b>　　四、工藝設計計算</b></p><p>　?。ㄒ唬┕浪愀餍д舭l(fā)量和完成液濃度：</p><p><b>　　1、總蒸發(fā)水量W:</b></p><p>　　W=F（1-X0/X4）＝10000×(1-16%/58%)＝

11、7241.4kg/h</p><p><b>　　2、各效濃度：</b></p><p>　　∵ 并流加料，蒸發(fā)中無額外蒸汽引出</p><p>　　∴ W1: W2: W3 =1: 1.1: 1.2</p><p>　　而W=W1+W2+W3 =3.3W1</p><p><b>　　

12、∴各效蒸發(fā)量： </b></p><p>　　W1=2194.4kg/h W2=2413.8kg/h </p><p>　　W3=2633.3kg/h </p><p><b>　　∴各效濃度：</b></p><p>　　X1=FX0/（F-W1）=10000×16%/（10000-21

13、94.4）=20.5%</p><p>　　X2=FX0/（F-W1-W2）=10000×16%/（10000-2194.4-2413.8）=29.7%</p><p>　　X3=FX0/（F-W1-W2-W3）</p><p>　　=10000×16%/（10000-2194.4-2413.8-2633.3）=58.0%</p>

14、<p>　?。ǘ┯嬎愀餍芤悍悬c和有效溫度差：</p><p>　　1、各效二次蒸汽壓強</p><p>　　按三效經(jīng)驗公式估算，則各效間平均壓強差為：</p><p>　　ΔPi=(P1-Pk)/N=(200-15)/4=61.7 Kpa</p><p>　　則各效壓強為：P1ˊ= P1-ΔPi=200-61.7=138.3KP

15、a </p><p>　　P2ˊ= P1-2ΔPi=200-2×61.7=76.6 KPa</p><p>　　P3ˊ= P1-3ΔPi=200-3×40.5=14.9 KPa</p><p>　　由各效的二次蒸汽壓力，可查得相應的二次蒸汽的溫度和汽化熱，具體如下</p><p><b>　　表1</b&g

16、t;</p><p>　　2、各效的各種溫度差損失</p><p>　　各效因溶液蒸汽壓下降、加熱管內(nèi)液柱靜壓強及管路流動阻力而引起的溫度差損失為 、 、 。</p><p>　　(1) 因溶液蒸汽壓下降而引起的溫度差損失</p><p><b>　　表2</b></p><p>　　（由完成

17、液溶度和二次蒸汽溫度，從指導書的表10可查得）</p><p>　　∴ ∑=0.41+0.94+2.71=4.06℃</p><p>　　(2) 因加熱管內(nèi)液柱靜壓強而引起的溫度差損失</p><p>　　根據(jù)設計要求，L＜ 2 m, 所以取L=1.5 m </p><p><b>　　表3</b></p>

18、;<p>　　（由完成液溶度，從指導書的表12可查得糖液密度；再根據(jù)算得）</p><p>　　∴ ∑Δi″=0.9+1.5+2.2=4.6 ℃</p><p>　　(3) 因管路流動阻力而引起的溫度差損失為</p><p>　　取經(jīng)驗值1℃ ∴ </p><p>　　(4)蒸發(fā)裝置的總溫度差損失為</p>&l

19、t;p>　　∑Δ=∑Δiˊ+∑Δi″+∑Δi″’=4.06+3+3.8=10.86 ℃</p><p>　　(5)各效溶液的沸點和有效總溫度差</p><p><b>　　表4</b></p><p>　　(根據(jù)可算得各效溶液的沸點)</p><p>　　從《化工原理》附錄十，可查得 P1=200 k Pa T1

20、=120.2℃ γ1=2204kJ/kgРk=20.0 kPa Tk=60.1℃ </p><p>　　∴ 有效總溫度差∑Δt=(T1-TK)- ∑Δ=(120.2-60.1)-10.86=59.24℃</p><p>　　（三）多效加熱蒸汽消耗量和各效蒸發(fā)水量</p><p><b>　　第一效：</b></p><

21、;p>　　焓衡算式為：W1=η1[D1γ1/γ1ˊ+FCpw(t0-t1)/ γ1ˊ]</p><p>　　∵沸點進料 ∴t0=t1 </p><p>　　又 熱利用系數(shù)取η1=0.98</p><p>　　∴W1=η1D1γ1/γ1ˊ=0.98 D1×2204.3/2214.9=0.98D1</p><p><b&g

22、t;　　第二效：</b></p><p>　　焓衡算式為：W2=η2[W1γ2/γ2ˊ+（FCp0- W1Cpw ）×(t1-t2)/ γ2ˊ]（取η2=0.98）</p><p>　　Cp0=4.187×[1-（0.71-0.0018×120.2+0.0011×0.205）×20.5/100]=3.76KJ/kg</p&

23、gt;<p>　　W2=0.98×[2204.4W1/2280.3+(7800×3.76-4.187W1)×(120.2-108.9)/2280.3] =139.01+0.93W1</p><p><b>　　第三效：</b></p><p>　　焓衡算式為：（取η3=0.98）</p><p>

24、　　∵ Cp0=4.187×[1-（0.71-0.0018×108.9+0.0011×0.297）×29.7/100]=3.55KJ/kg</p><p>　　∵ W3=0.98×[2280.3 W2/2367.5+(7800×3.55-4.187 W2-4.187 W1)×</p><p>　　(91.2-54.7)

25、/2367.5] =417.98+0.81W1</p><p>　　又W= W1+ W2+ W4=7241.4kg/h</p><p>　　∴ D1=2489.2kg/h</p><p>　　W1=2439.5kg/h；</p><p>　　W2=2407.7kg/h；</p><p>　　W3=2467.18kg/h

26、；</p><p><b>　?。ㄋ模?、傳熱面積</b></p><p>　　由公式：Si=Qi / kiΔti ； Qi = Diγi ； Δti =Ti - ti Ki=465Ti/xi</p><p><b>　　表5</b></p><p>　　取平均傳熱面積為S=1.1×

27、（S1+S2+S3）/3=63.35</p><p>　　五、計算結(jié)果匯總列表：</p><p><b>　　表12</b></p><p>　　六、蒸發(fā)器的主要尺寸</p><p><b>　?。ㄒ唬┘訜崾?lt;/b></p><p>　　1.管子數(shù)目n及中央循環(huán)的直徑D2（內(nèi)

28、徑）的計算</p><p>　　蒸發(fā)器加熱管選用Φ42×3mm，管長L=1.5m </p><p>　　管子數(shù)目 n=A/πdHL=63.35/(3.14×42×10-3×1.5)=321（根）</p><p>　　按三角形排列管束，管間距取54mm</p><p>　　2.管板直徑 D1（外徑）<

29、;/p><p>　　D1=1.15tn1/2=1.15×54×3211/2=1112.6mm</p><p>　　圓整D1=Φ1600ⅹ18m——《化工過程與設備課程設計指導書》</p><p>　　3.中央循環(huán)的直徑D2（內(nèi)徑）</p><p>　　D2=（0.36nd02）1/2={0.36×321×[

30、(42-6)]2}1/2=386.9mm</p><p>　　圓整D2=Φ500×10.0 </p><p><b>　?。ǘ┱舭l(fā)室</b></p><p><b>　　1．蒸發(fā)室直徑D3</b></p><p>　　為了使結(jié)構(gòu)簡化，一般取蒸發(fā)室直徑和加熱室直徑相同</p>

31、<p>　　∴D3=D1=Φ1600ⅹ18m </p><p><b>　　2.蒸發(fā)室高度H</b></p><p>　　考慮到除沫器與輔助設備安裝，為方便蒸發(fā)器與原料液分離充分，蒸發(fā)器高度取為加熱管長的1.6倍</p><p>　　∴H=1.6×1.5=2.4m</p><p><b>

32、　　(三)接管尺寸</b></p><p>　　1.進料管與出料管尺寸（根據(jù)物料蒸發(fā)特點，進出料管尺寸相同）</p><p><b>　　u1=1.1m/s</b></p><p>　　d1=(4VS1/πu1)1/2=[4ⅹ10000/(3.14ⅹ1.1ⅹ3600ⅹ1063)]1/2=55.01mm</p><

33、p>　　2．二次蒸汽出口管路</p><p>　　取u2=50m/s W3=2633.3kg/h T3=54.7℃ ρ=0.1043kg/m3</p><p>　　d2=(4W/πρu2)1/2=[4ⅹ2633.3/(3.14x0.1043x3600x50)]1/2=422.7mm</p><p><b>　　3．冷凝水出口管路</

34、b></p><p>　　取u2=0.5m/s W3=2633.3kg/h ρ=1000kg/ m3</p><p>　　d3=(4VS3/πu3)1/2=[4ⅹ2633.3/（3.14ⅹ1000ⅹ3600ⅹ0.5）]1/2=43.16mm</p><p>　　4. 生蒸汽進口尺寸</p><p>　　取u4=25m/

35、s P1=200kPa ρ=7.840kg/m3 D1=2439.5kg/h</p><p>　　D=(4 D1/πρu4)1/2=[4ⅹ2439.5/（3.14ⅹ25ⅹ3600ⅹ7.840）]1/2=126.36mm</p><p><b>　?。ㄋ模┰O計結(jié)果匯總</b></p><p>　　表13 蒸發(fā)器尺寸設計總表<

36、/p><p><b>　　二、參考文獻</b></p><p>　　《化工原理課程設計》 北京化學工業(yè)出版社出版</p><p>　　《化工原理課程設計指導》 北京化學工業(yè)出版社出版</p><p>　　《化工設計》 大連理工出版社出版</p><p>　　《食品工程與原理》 科