发酵补料液连续灭菌系统设计课程设计Word下载.docx
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2.2.3管壁温度10
2.2.4壳体壁温10
2.2.5温度补偿10
2.3冷却器210
2.3.1热量计算10
2.3.2K值A值计算11
2.3.3管壁温度11
2.3.4壳体壁温12
2.3.5温度补偿12
3.辅助设备的选择13
3.1泵的选择13
3.1.1离心泵对外管路供给的压头
13
3.1.2离心泵对加热器供给的压头
3.1.3离心泵对冷却器1供给的压头
14
3.1.4离心泵对冷却器2供给的压头
3.1.5离心泵对维持罐供给的压头
3.1.6
15
3.1.7泵的选择15
3.2法兰和管板的选取15
3.3折流板16
3.4封头16
4.设计一览表17
5.设计评述19
6.参考文献20
7.主要符号说明21
1.设计方案简介
1.1换热器类型的选择
换热器分类：
1、两流体直接接触式换热器：
会影响补料液浓度，难以精确控制
2、蓄热式换热器：
常用于回收气体热量或冷量，不适用本次设计
3、间壁式换热器：
应用广，冷热流体用间壁隔开，不影响料液浓度和染菌可能
考虑本次工艺要求，选择间壁式换热器
列管式换热器[]
列管式换热器又称为管壳式换热器，是最典型的间壁式换热器，历史悠久，占据主导作用。
优点：
单位体积设备所能提供的传热面积大，传热效果好，结构坚固，可选用的结构材料范围宽广，操作弹性大，大型装置中普遍采用。
为提高壳程流体流速，往往在壳体内安装一定数目与管束相互垂直的折流挡板。
折流挡板不仅可防止流体短路、增加流体流速，还迫使流体按规定路径多次错流通过管束，使湍动程度大为增加。
根据以上特点，列管式换热器中我们选择了固定管板式换热器
1.2加热剂、冷却剂的选择
加热剂：
水蒸气进口温度：
151.7℃（绝压500kPa），冷凝水出口温度：
151.7℃
冷却剂：
冷物料，水
1.3流体流动空间的选择
在加热中，管内流热补料液，壳内水蒸气；
第一个冷却器中管内走热补料液，壳内走冷补料液，第二个冷却器管内走热物料，壳内走水
1.4流体进出口温度的选择
加热器:
冷料液进口温度65℃，出口温度：
120℃
冷却器：
灭菌后料液进口温度：
120℃，第二个冷却器出口温度：
30℃左右
第一个冷却器冷料液进口温度：
25℃，出口温度：
60℃
1.5换热器材质的选择
不锈钢
1.6初步流程图
2.工艺计算
2.1换热器（加热器）计算
2.1.1热量计算
由葡萄糖Cp经验公式Cp=4.186+2.681×
10-5T-0.02509x+7.357×
10-5Tx-1.564×
10-7TT-4.136×
10-7xx[kJ/（kg·
K）][]
已知T平均=（60+120）/2=90℃
将硫酸镁当葡萄糖计算x=（280+15）/1000=29.5%
Cp1=3.161[kJ/（kg·
K）]
查表得45℃时水的比热容为4.5[kJ/（kg·
w1=29.5%,w2=70.5%
1/Cp=w1/cp1+w2/cp2=29.5%/3.161+70.5%/4.5得Cp=4.0[kJ/（kg·
Q=qm1*Cp（T1-T2）=（43000/3600）*4000*60=2867kw
已知500000下水蒸气温度为t=151.7℃[]
△tm=（△t1-△t2）/ln（△t1/△t2）=56.5℃
2.1.2K值A值计算
假设K=2000W/（m2*k）
可得A1=nπdl=Q/（K△tm）,推出nd=Q/（Klπ△tm）...
（1）
查表得ρ葡萄糖=1.566g/mlρ硫酸镁=2.66g/ml[]
ρ=1000/（280/1.566+15/2.66+705/0.99）=1.115g/ml=1115kg/m^-3
因为qm=qv*ρ得qv=38.5m^3/h
由qv=A2u=（nπd2）u/4,nd2=4qv/（uπ）
（2）
取u=1m/sl=9m
（1）
（2）式联立得d=16mmn=48（管子规格选Φ25×
2.5mm）[]
d1=20mmd2=25mm代入qv=A2u=（nπd2）u/4得n=34,查表得选取规格为Φ25×
2.5mm，n=38得u=0.9m/s正三角形排列，管中心距t=1.25d2≈32mm
壳体直径D=273mm中心排管数6[]
查葡萄糖得90℃μ=0.001193Pa*s（葡萄糖在90摄氏度下的粘度找不到用此数值代替）
Re=duρ/μ=16781＞4000为湍流
λ经验公式[]
λ=0.56817+1.6544×
10-3T-3.1275×
10-3x-6.8327×
10-6Tx-4.2345×
10-6T2+2.3545×
10-7x2[W/（m·
K）]=0.74[W/（m·
Pr=Cpμ/λ=6.5
α1=0.023λ/d（Re）0.8（Pr）0.4=4301W/（m2*k）
水蒸气的对流传质系数为5000-15000W/（m2*k），取α2=5000W/（m2*k）
忽略热损失以及内外壁热阻，
1/K实际=1/α1+1/α2
K实际=2312W/（m2*k）
K的相对误差=（K估算-K实际）/K实际=4.8%
A理论=23.1m2
A实际=21.9m2
余量=（A实际-A理论）/A理论=4.8%
2.1.3管壁温度[]
2.1.4壳体壁温
近似等于壳体流体进出口算数平均值≈151.7℃
2.1.5温度补偿[]
因为管壁温度与壳体壁温之差＜50℃，所以不需要温度补偿
2.2冷却器1计算
2.2.1热量计算
Q=qm1Cp1（t1-t2）=qm2Cp2（T4-T3）=k△tmA
Q=qm1Cp1（t1-t2）=（43000/3600）*4000*35=1672kW,
由于是同一种物质所以qm和Cp都不变可得T4=85℃，没有达到30℃左右所以再加一个冷却器，冷却剂为水。
2.2.2面积A与K值计算
假设K假设=1600W/（m2*k）
△tm=△tm=（△t1-△t2）/ln（△t1/△t2）=52.4℃
Am=nπdl=Q/（K假设△tm）
qv=A2u=（nπd2）u/4
l取9m
同上得d=19.3mmn=36（选择规格为Φ25×
2.5mm）
ρ=1115kg/m^-3
d1=20mm,d2=25mm代入qv=A2u=（nπd2）u/4得n=34,查表得选取规格为Φ25×
2.5mmn=38得u=0.9m/s，正三角形排列，管中心距t=1.25d2≈32mm
壳体直径D=273mm中心排管数6
已知t=（120+85）/2=102.5℃，μ葡萄糖=0.0012Pa*s（假设值）,
Re=duρ/μ=16684.05＞4000为湍流
与前者λ不变
α1=0.023λ/d（Re）0.8（Pr）0.3=4291W/（m2*k）
假定溶液的强制对流取α2=2500W/（m2*k）
1/K实际=1/α1+1/α2
K实际=1580W/（m2*k）
K的相对误差=（K估算-K实际）/K实际=1.3%
A理论=20.20m2
A实际=19.94m2
余量=（A实际-A理论）/A理论=1.3%
2.2.3管壁温度
2.2.4壳体壁温
近似等于壳体流体进出口算数平均值≈42.5℃
2.2.5温度补偿
2.3冷却器2
2.3.1热量计算
取20摄氏度的饱和水作为冷却剂
Q=qm1Cp1（t1-t2）=（43000/3600）*4000*55=2628KW
△tm=△tm=（△t1-△t2）/ln（△t1/△t2）=30℃
2.3.2K值A值计算
取K=2200W/（m2*k）
方法同上但l取9米得d=10mmn=146（管子规格选Φ19×
2mm）
d1=15mmd2=19mm代入qv=A2u=（nπd2）u/4得n=61,查表得选取规格为Φ19×
2mm，n=65得u=0.93m/s正三角形排列，管中心距t=1.25d2≈24mm
壳体直径D=273mm中心排管数9
已知在t=（30+85）/2=57.5℃下，μ=0.0008Pa*s（假设值）
Re==duρ/μ=19508＞4000为湍流
Pr=Cpμ/λ=4.3
α1=0.023λ/d（Re）0.8（Pr）0.3=5513W/（m2*k）
水的强制对流取α2=4000W/（m2*k）
K实际=2318W/（m2*k）
K的相对误差=（K估算-K实际）/K实际=5.1%
A理论=39.8m2
A实际=37.7m2
余量=（A实际-A理论）/A理论=5.1%
2.3.3管壁温度
2.3.4壳体壁温
近似等于壳体流体进出口算数平均值≈20℃
2.3.5温度补偿
3.辅助设备的选择
3.1泵的选择
取配料罐和储液罐在同一高度，所以△Z=0
qv=πud2/4
设u=2m/s（水及低粘度液体流速1.5-3m/s[]）
得
取热轧无缝钢管的规格[]为Φ89×
3.5mm由qv=πud2/4得u=2.03m/s
设L=l1+l2+l3+l4+l5+l6+l7=10+40+40++10+10+5+5=120m
取无缝钢管[]绝对粗糙度
=0.1mm,
/d=0.00122,
（
取平均值）湍流
再得
=0.0225[]得
（水柱）
L2=38×
9=342m
中弯头阻力忽略
湍流
取无缝钢管绝对粗糙度
/d=0.005
查得,
=0.035
m（水柱）
中弯头阻力忽略
=0.034
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