化工原理课程设计甘蔗糖厂四效真空蒸发装置.docx

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化工原理课程设计甘蔗糖厂四效真空蒸发装置

化工原理课程设计---甘蔗糖厂四效真空蒸发装置

化工原理课程设计

设计地点厦门市实习时间2012.09.03-07

学院生物工程学院班级食工1011

姓名学号

成绩指导老师王美贵谢远红王瑞芳

2012-9-7

第一部分

一、设计任务和原始数据································2

二、设备型式的简要论述································2

三、工艺流程的确定及说明······························2

第二部分

一、蒸发器工艺设计计算

（一）估算各效蒸发量和完成液浓度··························3

（二）估算各效溶液沸点和有效温度差························3

（三）估算多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量················5

（四）估算传热面积········································6

（五）重新计算············································6

二、计算结果汇总表········································8

三、蒸发器的主要尺寸·····································9

第三部分

辅助设备的选择···········································10

第四部分

设计过程分析讨论····································10

附录

参考文献············································12

第一部分

一、设计的任务要求和原始数据

本次设计的任务是根据所提供的原始数据和要求设计甘蔗糖厂四效真空蒸发装置，确定蒸发器的操作条件，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.采用中央循环管式蒸发器（即标准式蒸发器）

2.采用各效蒸发器的传热面积相等

3.原料液采用沸点进料

4.加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出

5.各效均无抽

6.各效有效温度差不宜少于（5-7）℃

7.加热管长度不得大于2m

（二）原始数据：

糖液原料处理量（kg/h）

原料液的浓度（%质量分率）

完成液的浓度（%质量分率）

加热蒸汽压强（kPa）

冷凝器压强（mmHg真空度）

6400

10

58

200

625

二、设备型式的简要论述

中央循环管式蒸发器有悠久的历史,传统上称它为标准式蒸发器。

中央循环管式蒸发器在外观上是一个圆柱式容器,其主体是加热室和分离室。

加热室是由直立的加热管束所组成，管束中间为一根直径较粗的中央循环管。

中央循环管的直径约为器体直径的1/4~1/8,其截面积约等于全部加热截面积的35~40%,在糖厂循环管内装有出汁管,管端有漏斗、浓度较高的糖汁从出汁管压到下一效蒸发器。

糖汁从器底送入,顺加热管上升,从循环管下降,循环速度约0.4~0.5m/s。

分离室是气液分离的空间,又名蒸发室。

中央循环管式蒸发器结构简单、紧凑，适应性强,操作可靠，传热效果好，至今工业上仍广泛使用,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以采用,但由于溶液的不断循环,使加热管内的溶液始终接近完成液的组成，故有溶液黏度大、沸点高等缺点。

此外,这种蒸发器的加热室不易清洗,由于结构的限制,溶液的循环速度较低,粘性大的溶液循环效果较差。

中央循环管式蒸发器适用于处理结垢不严重,腐蚀性较小的溶液。

本次课程设计的蒸发对象为庶糖溶液，蔗糖溶液粘度不大，且考虑到其相关性质选择中央循环管式蒸发器作为本次设计的设备型式比较合适。

三、工艺流程的确定及说明

（1）根据甘蔗糖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，所以综合考虑采用四效。

四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，且又是四效，热损失比较小，且设备简单。

（2）工艺流程图：

第二部分

一、蒸发器工艺设计计算

（一）估算各效蒸发量和完成液浓度：

W=F（1-X0/X4）＝6400×（1-10%/58%）＝5296.55kg/h

∵并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出

∴W1:

W2:

W3:

W4=1:

1.1:

1.2:

1.3

而W=W1+W2+W3+W4=4.6W1

∴各效蒸发量W1=1151.42kg/hW2=1266.57kg/h

W3=1381.71kg/hW4=1496.85kg/h

∴各效浓度

X1=FX0/（F-W1）=6400ⅹ10%/（6400-1151.42）=12.19%

X2=FX0/（F-W1-W2）=6400ⅹ10%/（6400-1151.42-1266.57）=16.07%

X3=FX0/（F-W1-W2-W3）

=6400ⅹ10%/（6400-1151.42-1266.57-1381.71）=24.61%

X4=FX0/（F-W1-W2-W3-W4）

=6400ⅹ10%/（6400-1151.42-1266.57-1381.71-1496.85）

=58.00%

（二）估算各效溶液沸点和有效温度差：

1、各效二次蒸汽压强

按四效经验公式估算，则各效间平均压强差为：

ΔPi=（P1-Pk）/N=｛200-[（760-625）/760]ⅹ101.33｝/4=45.5kPa

则各效二次蒸汽压强为：

P1ˊ=P1-ΔPi=200-45.5=154.5kPa

P2ˊ=P1-2ΔPi=200-2ⅹ45.5=109kPa

P3ˊ=P1-3ΔPi=200-3ⅹ45.5=63.5kPa

P4ˊ=P1-4ΔPi=200-4ⅹ45.5=18kpa

查《化工原理》上册附录十得各参数，具体如下表：

表1

效数

参数

第1效

第2效

第3效

第4效

各效二次蒸汽Piˊ/kPa

154.5

109

63.5

18

二次蒸汽温度Tiˊ/℃

112.0

101.8

87.1

57.3

二次蒸汽焓值HiˊkJ/kg

2697.3

2680.3

2654.6

2599.7

2、各效的各种温度差损失

各效中由于溶液的蒸汽压下降、液柱静压强及流动阻力引起的温度差损失Δi′、Δi″、Δi〞′

（1）由于溶液的蒸汽压下降造成的温度差损失

表2

效数

参数

第1效

第2效

第3效

第4效

各效二次蒸汽Piˊ/kPa

154.5

109

63.5

18

各效完成液估算浓度Xi/%

12.19

16.07

24.61

58.00

二次蒸汽焓值HiˊkJ/kg

2697.3

2680.3

2654.6

2599.7

各效温度差损失Δiˊ/℃

0.2

0.3

0.4

2.2

∑Δiˊ=0.2+0.3+0.4+2.2=3.1℃

（2）由于液柱静压强引起的温度差损失

根据设计要求，L〈2m,所以取L=1.8mPmi=Pi+（ρgL/2）/3

表3

效数

参数

第1效

第2效

第3效

第4效

各效二次蒸汽压强Piˊ/kPa

154.5

109

63.5

18

糖液密度ρ,kg/m3

1046

1063

1104

1275

各效溶液平均压强Pmi/kPa

157.6

112.1

66.7

21.8

对应饱和温度Tpmˊ/℃

112.6

102.6

88.4

61.5

各效水的沸点Tiˊ/℃

112.0

101.8

87.1

57.3

各效温度差损失Δi″/℃

0.6

0.8

1.3

4.2

∑Δi″=0.6+0.8+1.3+4.2=6.9℃

（3）由于流体阻力产生的温度差损失

按经验值取Δi″′=1℃∴∑Δi″′=1+1+1+1=4℃

（4）总温度差损失∑Δ=∑Δiˊ+∑Δi″+∑Δi″′

=3.1+6.9+4=14℃

（5）各效溶液的沸点和有效总温度结果列表于下:

表4

效数

参数

第1效

第2效

第3效

第4效

各效水的沸点Tiˊ/℃

112.6

102.6

88.4

57.3

各效温度差损失Δiˊ/℃

0.2

0.3

0.4

2.2

各效温度差损失Δi″/℃

0.6

0.8

1.3

4.2

各效温度差损失Δi″′/℃

1

1

1

1

各效总温度差损失Δi/℃

1.8

2.1

2.7

7.4

各效溶液沸点初值ti/℃

114.4

104.7

91.1

64.7

各效溶液加热蒸汽温度Ti/℃

120.2

112.0

101.8

87.1

各效估算有效温度差Δti/℃

5.8

7.3

10.7

22.4

由《化工原理》附录十查得Р1=200kPaT1=120.2℃γ1=2204.6kJ/kg

Рk=18kPaTk=57.3℃

多效蒸发中总的有效传热温度差为∑Δt=Δt理论-∑Δ

=（120.2-57.3）-14

=48.9℃

（3）多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量

第i效水分蒸发量计算式为：

Wi=ηi[αiDi+（FC0-CwW1-…CwWi1）βi]

式中：

αi＝1ηi取0.98

βi＝（ti-1-ti）/（Hiˊ-Cwti）

Di=Wi-1

C糖＝0.301千卡/公斤·℃＝0.301×4.184=1.259KJ/Kg·℃

C0＝C水×（1-X0）+C糖×X0＝4.187×（1-10%）+1.259×10%=3.89KJ/Kg·℃

表

i

第1效

第2效

第3效

第4效

ti（℃）

114.4

104.7

91.1

64.7

ti-1-ti（℃）

0

9.7

13.6

26.4

Hiˊ（kJ/kg）

2697.3

2680.3

2654.6

2599.7

βi

0

0.0043

0.00598

0.011

第一效：

水分蒸发量为：

W1=η1[αiD1+（FC0-CwW0）β1]

=η1D1=0.98D1

第二效：

水分蒸发量为：

W2=η2[αiD2+（FC0-CwW1）β2]

=0.98*[W1+（6400×3.89-4.187W1）×0.0043

=0.96W1+104.91

第三效：

水分蒸发量为：

W3=η3[α3D3+（FC0-CwW1-CwW2）β3]

代入有关数据得W3=0.89W1+249.52

第四效：

水分蒸发量为：

W4=η4[α4D4+（FC0-CwW1-CwW2-CwW3）β4]

代入有关数据得W4=0.74W1+497.32

又W=W1+W2+W3+W4=5296.55kg/h

∴W1=1238.11kg/hW2=1293.50kg/hW3=1351.44kg/hW4=1413.52kg/h

D1=1263.38kg/h

（4）估算传热面积

由公式：

Si=Qi/kiΔti；Qi=Diγi；Δti=Ti-tiKi=465Ti/xi

第1效

第2效

第3效

第4效

各效加热蒸汽消耗Dikg/h

1263.38

1238.11

1293.50

1351.44

各效加热蒸汽蒸发热γikJ/kg

2204.6

2226.8

2253.8

2289.4

各效传热系数Kikcal/m2*h*℃

2400

1900

1376

698

各效加热蒸汽温度Ti℃

120.2

112.0

101.8

87.1

各效溶液沸点ti℃

114.4

104.7

91.1

64.7

Δti=Ti-ti℃

5.8

7.3

10.7

22.4

各效的传热面积Si/m2

47.82

47.51

47.32

47.30

*k值由《化工过程与设备课程设计指导书》查表估算与公式计算结合取值

误差为：

1-Smin/Smax=1-47.30/47.82=0.011＜0.03

相对偏差小于规定值,但是由于各效传热面积是根据估算值所得的,所以还需根据传热面积相等的原则进行有效温度差分配。

（5）重新计算

1.有效温度差的再分配：

S=（S1*Δt1+S2*Δt2+S3*Δt3+S4*Δt4）/∑Δt=（47.82*5.8+47.51*7.3+47.32*10.7+47.30*22.4）/48.9=44.79m2

Δt1ˊ＝S1*Δt1/S＝47.82*5.8/44.79＝6.19℃

同理算得：

Δt2ˊ＝7.74℃Δt3ˊ＝11.30℃Δt4ˊ＝23.66℃

2.重新计算各种温度差损失

重新计算完成液浓度

X1=FX0/（F-W1）=6400×10%/（6400-1238.11）=12.40%

X2=FX0/（F-W1-W2）=6400×10%/（6400-1238.11-1293.50）=16.54%

X3=FX0/（F-W1-W2-W3）=6400×10%/（6400-1238.11-1293.50-1351.44）=25.43%

X4=FX0/（F-W1-W2-W3-W4）=6400×10%/（6400-1238.11-1293.50-1351.44-1413.52）=58%

计算各效料液的温度：

因冷凝器的压强及完成液的浓度没有变化,故第四效二次蒸汽的参数及溶液沸点均无变化。

第四效加热蒸汽温度T4＝T3ˊ＝t4+Δt4ˊ＝64.7+23.66＝88.36℃

第三效二次蒸气的温度由X3=25.43%及T3ˊ＝88.36℃查有关表得糖液沸点升高为Δ3′=0.5℃,又由于液柱静压强引起的温度差损失及流体阻力产生的温度差损失不变故有t3=T3ˊ+Δ3′+Δ3″’+Δi″=88.36+0.5+1.3+1=91.16℃

其余类推，得t2=104.4℃,t1=114.14℃

列于下表：

效次

第1效

第2效

第3效

第4效

加热蒸汽温度Ti℃

120.20

112.44

102.40

88.36

有效温度差Δti℃

6.19

7.74

11.30

23.66

沸点ti′℃

114.14

104.4

91.16

64.70

将核算求得的各效溶液沸点与沸点初值比较:

Δt1′=（t1-t1′）/t1=（114.4-114.14）/114.4=0.0023<0.05

Δt2′=（t2-t2′）/t2=（104.7-104.4）/104.7=0.0029<0.05

Δt3′=（t3-t3′）/t3=（91.1-91.16）/91.1=-0.00066<0.05

Δt4′=（t4-t4′）/t4=（64.7-64.7）/64.7=0<0.05

故计算结果合理.

由于查表存在误差，故有效温差与再分配时的有一定的差距，以下根据再分配的计算各效热量衡算

T1ˊ＝112.44℃T2ˊ＝102.4℃T3ˊ＝88.36℃T4ˊ＝57.3℃

H1ˊ＝2698.1kJ/kgH2ˊ＝2681.3kJ/kgH3ˊ＝2656.8kJ/kg

H4ˊ＝2599.7kJ/kg

3.重新计算多效加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量

第i效水分蒸发量计算式为：

Wi=ηi[αiDi+（FC0-CwW1-…CwWi1）βi]

式中：

αi＝1ηi取0.98

βi＝（ti-1-ti）/（Hiˊ-Cwti）

表

i

第1效

第2效

第3效

第4效

ti（℃）

114.14

104.4

91.16

64.70

ti-1-ti（℃）

0

9.74

13.24

26.46

Hiˊ（kJ/kg）

2698.1

2681.3

2656.8

2599.7

βi

0

0.0043

0.00582

0.011

第一效：

水分蒸发量为：

W1=η1[αiD1+（FC0-CwW0）β1]

=η1D1=0.98D1

第二效：

水分蒸发量为：

W2=η2[αiD2+（FC0-CwW1）β2]

=0.98*[W1+（6400×3.89-4.187W1）×0.0043

=0.96W1+104.91

第三效：

水分蒸发量为：

W3=η3[α3D3+（FC0-CwW1-CwW2）β3]

代入有关数据得W3=0.894W1+238.94

第四效：

水分蒸发量为：

W4=η4[α4D4+（FC0-CwW1-CwW2-CwW3）β4]

代入有关数据得W4=0.747W1+487.02

又W=W1+W2+W3+W4=5296.55kg/h

∴W1=1240.12kg/hW2=1295.43kg/hW3=1347.61kg/hW4=1413.39kg/h

D1=1265.43kg/h

Wi与第一次结果相比较，其相对误差为：

W1的比较1－1238.11/1240.12＝0.0016

W2的比较1－1293.50/1295.43＝0.0015

W3的比较1－1347.61/1351.44＝0.0028

W4的比较1－1413.39/1413.52＝0.0092

均小于0.05，故结果合理

4.传热面积的计算由公式：

Si=Qi/kiΔti；Qi=Diγi；Δti=Ti-tiKi=465Ti/xi

第1效

第2效

第3效

第4效

各效加热蒸汽消耗Dikg/h

1265.43

1240.12

1295.43

1347.61

各效加热蒸汽蒸发热γiKJ/kg

2204.6

2225.73

2252.20

2286.49

各效传热系数Kikcal/m2.h.℃

2400

1900

1376

698

Δti=Ti-ti℃

6.19

7.74

11.30

23.66

各效的传热面积Sim2

44.88

44.86

44.85

44.59

误差为：

1-Smin/Smax=1-44.59/44.88=0.0065<0.03迭代计算较初次计算更合理，取平均传热面积S＝1.1×（S1+S2+S3+S4）/4=49.27m2

2、计算结果汇总列表：

第1效

第2效

第3效

第4效

冷凝器

加热蒸汽温度Ti/℃

120.20

112.44

102.40

88.36

57.3

操作压强Piˊ/kPa

154.5

109

63.5

18

18

各效溶液沸点ti/℃

114.14

104.4

91.16

64.70

各效完成液浓度Xi/%

12.40

16.54

25.43

58.00

蒸发水量Wikg/h

1240.12

1295.43

1347.61

1413.39

生蒸汽消耗量Dkg/h

1265.43

最终有效温度差Δti℃

6.19

7.74

11.30

23.66

传热面积S/m2

44.88

44.86

44.85

44.59

平均传热面积S/m2

49.27

表中P4ˊ≈Pkˊ＝18kPa。

三、蒸发器的主要尺寸

（一）加热室

1．管子数目n的计算：

蒸发器加热管选用Φ42ⅹ3mm，管长L=1.8m管间距取t=54mm

管子数目n=A/πdHL=49.27/（3.14×42×10-3×1.8）=208

2.管板直径（加热室直径）D1（外径）

D1=1.15tn1/2=1.15×54×2081/2=896mm

取D1=Φ900×12mm——《化工过程与设备课程设计指导书》

3.中央循环管的直径D2（内径）

D2=（0.40nd02）1/2=[0.40×208×（42-6）2]1/2=329mm

圆整D2=Φ400×10mm

（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

∴D3=D1=Φ1100×14mm

2．蒸发室高度H

考虑到捕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1.5倍

∴H=1.8×1.5=2.7m

（三）接管尺寸

1.溶液进出口管径

四效蒸发系统流速小于1.2m/s,取u1=1.1m/s

VS1=WS1/ρ=6400/（1038×3600）=1.71×10-3m3/s

d1=（4VS1/

u1）1/2=[4×1.71×10-3/（3.14×1.1）]1/2=44.5mm

圆整d1=Φ54ⅹ3mm

2．二次蒸汽进出口管路

取u2=45m/sW4=1413.39kg/hT4=88.36℃ρ=0.4039kg/m3

d2=（4W4/

ρu2）1/2

=[4×1413.39/（3.14×0.4039×3600×45）]1/2=165.88mm

圆整d2=Φ180×5mm

3.冷凝水出口管路

∵需小于0.6m/s,∴取u3=0.5m/sW4=1413.39kg/hρ=1000kg/m3

d3=（4VS3/

u3）1/2=[4×1413.39/（3.14×1000×3600×0.5）]1/2=31.63mm

圆整d3=Φ38×3mm

4.生蒸汽进口尺寸

取u4=30m/s由生蒸汽压力P1=200kPaρ=1.1273kg/m3D1=1265.43kg/h

d4=（4D1/

ρu4）1/2=[4×1265.43/（3.14×30×3600×1.1273）]1/2=115.07mm

圆整d4=Φ127×4mm

（四）结果汇总

蒸发器尺寸设计总表

部件名称

部件参数