1、食品工程原理课程设计说明书（甘蔗液真空蒸发装置）学院：食品科技学院 班级：食品科学与工程 1002 班姓名：白家玮 学号：2010309200204指导老师： 谭军 刘茹设计时间：2012/12/202012/12/22一、设计任务本次设计的任务是根据所提供的原始数据和要求设计蔗糖液三效真空蒸发装置，确定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、采用各效传热面积相等的蒸发器；2、原料液采用沸点进料；3、加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出；4、各效均无抽气；5、各效有效温度差不少于 5-7；6、加热管长度不得大于 2m；（二）原始数据1、原料液处理
2、量：F=10000 kg/h2、起始液浓度： Xo=16%3、完成液浓度： Xn=58%4、冷凝器压强： 20 kPa二、设备型式的选定中央循环管式蒸发器结构紧凑，操作可靠，制造方便, 溶液循环好,传热效果好，有标准蒸发器之称,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采用，但溶液的循环速度较低，并且由于溶液的循环使蒸发器中溶液的浓度接近于完成液的浓度，溶液沸点高，传热温差小，影响传热。中央循环管式蒸发器的主体是加热室和分离室。加热室由直立的加热管束所组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管。分离室是汽液分离的空间。此外,这种蒸发器的加热室不易清洗。中央循环管式蒸发器适用于处理结垢
3、不严重,腐蚀性较小的溶液。本试验所处理的原液为 16%的蔗糖溶液，粘度较小，完成液浓度为 58%，不会出现结晶。适合用中央循环管式蒸发器，所以本实验采用中央循环管式蒸发器。三、工艺流程及其说明（一）确定工艺流程根据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
4、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，所以综合考虑采用三效。三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，且又是三效，热损失比较小。且设备简单，投资小，操作管理简便。（二）工艺流程图四、工艺设计计算（一）
5、估算各效蒸发量和完成液浓度：1、总蒸发水量 W:W=F（1-X 0/X4）10000(1-16%/58%)7241.4kg/h2、各效浓度： 并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出 W 1: W2: W3 =1: 1.1: 1.2而 W=W1+W2+W3 =3.3W1各效蒸发量： W1=2194.4kg/h W2=2413.8kg/h W3=2633.3kg/h 各效浓度：X1=FX0/（F-W 1）=1000016%/（10000-2194.4）=20.5%X2=FX0/（F-W 1-W2）=1000016%/（10000-2194.4-2413.8）=29.7%X3=FX0/（F-W 1-W2-W
6、3）=1000016%/（10000-2194.4-2413.8-2633.3）=58.0%（二）计算各效溶液沸点和有效温度差：1、各效二次蒸汽压强按三效经验公式估算，则各效间平均压强差为：Pi=(P 1-Pk)/N=(200-15)/4=61.7 Kpa则各效压强为：P 1= P 1-P i=200-61.7=138.3KPa P2= P 1-2P i=200-261.7=76.6 KPaP3= P 1-3P i=200-340.5=14.9 KPa由各效的二次蒸汽压力，可查得相应的二次蒸汽的温度和汽化热，具体如下表 1效数参数第 1 效 第 2 效 第 3 效二次蒸汽压力 kPai/138
7、.3 76.6 14.9二次蒸汽温度 cTi108.9 91.2 54.7二次蒸汽汽化热 kgJri/,2234.7 2283.3 2370.12、各效的各种温度差损失各效因溶液蒸汽压下降、加热管内液柱静压强及管路流动阻力而引起的温度差损失为 、 、 。iii(1) 因溶液蒸汽压下降而引起的温度差损失 i表 2效数参数第 1 效 第 2 效 第 3 效二次蒸汽温度 cTi/108.9 91.2 54.7各效完成液浓度 Xi /% 20.5 29.7 58.0各效温度差损失 ci/0.41 0.94 2.71（由完成液溶度和二次蒸汽温度，从指导书的表 10 可查得 ）i =0.41+0.94+2
8、.71=4.06i(2) 因加热管内液柱静压强而引起的温度差损失 i根据设计要求，L 2 m, 所以取 L=1.5 m 6glPii表 3效数 参数第 1 效 第 2 效 第 3 效二次蒸汽压强 kPai/138.3 76.6 14.9糖液密度 ,kg/m 3 1063 1083 1125各效溶液平均压强 Pmi/kPa 141.1 83.5 21.1对应饱和温度 cTmip/109.8 92.7 56.9各效完成液浓度 Xi /% 20.5 29.7 58.0二次蒸汽温度 i/108.9 91.2 54.7各效温度差损失 ci0.9 1.5 2.2（由完成液溶度，从指导书的表 12 可查得糖
9、液密度；再根据算得 ）ipiTmii i=0.9+1.5+2.2=4.6 (3) 因管路流动阻力而引起的温度差损失为 i取经验值 1 c31(4)蒸发装置的总温度差损失为= i+ i+ i=4.06+3+3.8=10.86 (5)各效溶液的沸点和有效总温度差表 4效数 参数第 1 效 第 2 效 第 3 效(根据 可算得各效溶液的沸点 )iiiTtit从化工原理附录十，可查得 P1=200 k Pa T1=120.2 1=2204kJ/kgk=20.0 kPa T k=60.1 有效总温度差 t=(T1-TK)- =(120.2-60.1)-10.86=59.24（三）多效加热蒸汽消耗量和各效
10、蒸发水量第一效：焓衡算式为：W 1= 1D1 1/ 1+FCpw(t 0-t1)/ 1沸点进料 t 0=t1 又 热利用系数取 1=0.98W 1= 1D1 1/ 1=0.98 D 12204.3/2214.9=0.98D1第二效：焓衡算式为：W 2=2W12/2+（FCp 0- W1Cpw ）(t 1-t2)/ 2（取 2=0.98）Cp0=4.1871-（0.71-0.0018120.2+0.00110.205） 20.5/100=3.76KJ/kgW2=0.982204.4W1/2280.3+(78003.76-4.187W1)(120.2-108.9)/2280.3 =139.01+0
11、.93W1第三效：焓衡算式为： （取 3=0.98）)(3210323 rtcWFcrpwpp Cp0=4.1871-（0.71-0.0018108.9+0.00110.297）29.7/100=3.55KJ/kg W 3=0.982280.3 W2/2367.5+(78003.55-4.187 W2-4.187 W1)(91.2-54.7) /2367.5 =417.98+0.81W1又 W= W1+ W2+ W4=7241.4kg/h二次蒸汽温度 cTi/108.9 91.2 54.7各效总温度差损失 i 2.31 3.44 5.91各效溶液沸点 cti/110.36 93.3 58.59
12、 D 1=2489.2kg/hW1=2439.5kg/h；W2=2407.7kg/h；W3=2467.18kg/h；（四） 、传热面积由公式：S i=Qi / kit i ； Qi = Di i ； t i =Ti - ti Ki=465Ti/xi表 5第 1 效 第 2 效 第 3 效各效加热蒸汽消耗 Di kg/h 2439.5 2407.7 2467.18各效加热蒸汽蒸发热 i KJ/kg2204.3 2280.3 2367.5各效传热系数 Ki kcal/m3.h. 2794.58 1750.79 731.72 各效加热蒸汽温度 Ti 120.2 108.9 91.2各效溶液沸点 ti
13、 110.4 90.3 58.6t i =Ti - ti 9.8 18.6 32.6各效的传热面积 Si/m2 56.92 57.31 58.55 取平均传热面积为 S=1.1（S1+S2+S3）/3=63.35五、计算结果汇总列表：表 12效数参数 第 1 效 第 2 效 第 3 效 冷凝器加热蒸汽温度 Ti 120.2 108.9 91.2 57.6操作压强 Pi/kPa 200 138 76.6 18.0溶液沸点 ti 110.4 90.3 58.6各效完成液浓度 Xi /% 20.5 29.7 58.0蒸发水量 Wi kg/h 2194.4 2413.8 2633.3生蒸汽消耗量 D
14、kg/h 2439.5最终有效温度差 t i 9.8 18.6 32.6总有效温度差 t i 59.24平均传热面积 S m2 63.35六、蒸发器的主要尺寸（一）加热室1.管子数目 n 及中央循环的直径 D2（内径）的计算蒸发器加热管选用 423mm，管长 L=1.5m 管子数目 n=A/d HL=63.35/(3.144210-31.5)=321（根）按三角形排列管束，管间距取 54mm2.管板直径 D1（外径）D1=1.15tn1/2=1.15543211/2=1112.6mm圆整 D1=160018m化工过程与设备课程设计指导书3.中央循环的直径 D2（内径）D2=（0.36nd 02
15、） 1/2=0.36321(42-6)21/2=386.9mm圆整 D2=50010.0 （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D 3=D1=160018m 2.蒸发室高度 H考虑到除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 1.6 倍H=1.61.5=2.4m(三)接管尺寸1.进料管与出料管尺寸（根据物料蒸发特点，进出料管尺寸相同）u1=1.1m/sd1=(4VS1/u 1)1/2=410000/(3.141.136001063) 1/2=55.01mm2二次蒸汽出口管路取 u2=50m/s W3=2633.3kg/h
16、 T3=54.7 =0.1043kg/m3d2=(4W/ u2)1/2=42633.3/(3.14x0.1043x3600x50) 1/2=422.7mm3冷凝水出口管路取 u2=0.5m/s W3=2633.3kg/h =1000kg/ m3d3=(4VS3/u 3)1/2=42633.3/（3.14100036000.5） 1/2=43.16mm4. 生蒸汽进口尺寸取 u4=25m/s P1=200kPa =7.840kg/m3 D1=2439.5kg/hD=(4 D1/u 4)1/2=42439.5/（3.142536007.840）1/2=126.36mm（四）设计结果汇总表 13 蒸
17、发器尺寸设计总表设计部件名称 尺寸传热面积 /m2 63.35中央循环管直径 /mm 50010.0管板直径 /mm 160018m加热管根数 321加热管长度 /m 1.5加热室加热管直径 /mm 423直径 /mm 160018m蒸发室高度 /m 2.4进料管直径 /mm 55.01 圆整=573出料管直径 /mm 55.01 圆整=573冷凝水出口管直径 /mm 43.16 圆整=452二次蒸汽出口管直径 /mm 422.7 圆整=5307各种接管生蒸汽进口管直径 /mm 126.36 圆整=1404.5二、参考文献化工原理课程设计 北京化学工业出版社出版化工原理课程设计指导 北京化学工业出版社出版化工设计 大连理工出版社出版食品工程与原理 科学出版社出版
