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1、 过程工程原理课程设计 题 目 发酵补料液（43000Kg/h）连续灭菌系统设计姓 名 完成日期 1. 设计方案简介 .41.1 换热器类型的选择 .41.2 加热剂、冷却剂的选择 .51.3 流体流动空间的选择 .51.4 流体进出口温度的选择 .51.5 换热器材质的选择 .51.6 初步流程图 .62.工艺计算 .72.1 换热器（加热器）计算 .72.1.1 热量计算 .72.1.2K 值 A 值计算 .72.1.3 管壁温度 .82.1.4 壳体壁温 .82.1.5 温度补偿 .82.2 冷却器 1 计算 .92.2.1 热量计算 .92.2.2 面积 A 与 K 值计算 .92.2
2、.3 管壁温度 .102.2.4 壳体壁温 .102.2.5 温度补偿 .102.3 冷却器 2.102.3.1 热量计算 .102.3.2K 值 A 值计算 .112.3.3 管壁温度 .112.3.4 壳体壁温 .122.3.5 温度补偿 .123.辅助设备的选择 .133.1 泵的选择 .133.1.1 离心泵对外管路供给的压头 .131Hf3.1.2 离心泵对加热器供给的压头 .1323.1.3 离心泵对冷却器 1 供给的压头 .143f3.1.4 离心泵对冷却器 2 供给的压头 .144fH3.1.5 离心泵对维持罐供给的压头 .1453.1.6 .15总fH3.1.7 泵的选择 .
3、153.2 法兰和管板的选取 .153.3 折流板 .163.4 封头 .164.设计一览表 .175.设计评述 .196.参考文献 .207.主要符号说明 .211. 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 1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
4、 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
5、 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：601.5 换热器材质的选择不锈钢1.6 初步流程图水蒸
6、气l2= 4 0 mt 1 = 2 5 l4= 5 mT 2 = 1 2 0 冷凝水l6= 5 mT 4水T 1 = t 2 = 6 0 L3= 4 0 mL 1 = 5 mL7= 5 mT 5l5= 5 m水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+2.68110-5T-0.025 09x+7.35710-5Tx-1.56410-7TT-4.13610-7xxkJ/(kgK)2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=3.161kJ/(kgK)查表得 45时水
7、的比热容为 4.5kJ/(kgK)3w1=29.5%,w2=70.5%1/Cp=w1/cp1+w2/cp2=29.5%/3.161+70.5%/4.5 得 Cp=4.0kJ/(kgK)Q=qm1*Cp(T1-T2)=(43000/3600)*4000*60=2867kw已知下水蒸气温度为 t=151.7 4tm=（t1-t2）/ln(t1/t2)=56.52.1.2K 值 A 值计算假设 K=2000 W/(m2*k)可得 A1=ndl=Q/(Ktm),推出 nd=Q/(Kltm).(1)查表得 葡萄糖 =1.566 g/ml 硫酸镁 =2.66 g/ml5=1000/(280/1.566+1
8、5/2.66+705/0.99)=1.115g/ml=1115kg/m-3因为 qm=qv* 得 qv=38.5m3/h由 qv=A2u=（nd 2）u/4 ,nd 2 =4qv/(u)(2 )取 u=1m/s l=9m(1)(2)式联立得 d=16mm n=48 （管子规格选 252.5mm） 6d1=20mm d2=25mm 代入 qv=A2u=（nd 2）u/4 得 n=34,查表得选取规格为 252.5mm ， n=38 得 u=0.9m/s 正三角形排列，管中心距t=1.25d232mm壳体直径 D=273mm 中心排管数 67查葡萄糖得 90=0. Pa*s（葡萄糖在 90 摄氏度
9、下的粘度找不到用此数值代替）Re=du/=167814000 为湍流 经验公式 8=0.568 17+1.654 410 -3T-3.127 510-3x-6.832710-6Tx-4.234 510-6T2+2.354 510-7x2W/(mK)=0.74W/(mK)Pr=Cp/ =6.5 1=0.023/d（Re） 0.8（Pr） 0.4=4301 W/(m2*k)水蒸气的对流传质系数为 5000-15000W/(m 2*k)，取 2=5000 W/(m2*k) 忽略热损失以及内外壁热阻，1/K 实际 =1/ 1+1/ 2K 实际 =2312W/(m2*k)K 的相对误差=（K 估算 -K
10、 实际 ）/K 实际 =4.8%A 理论 =23.1m2A 实际 =21.9m2余量=（A 实际 -A 理论 ）/A 理论 =4.8%2.1.3 管壁温度 9 123504317.21 mwtTt2.1.4 壳体壁温近似等于壳体流体进出口算数平均值151.72.1.5 温度补偿 10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)=ktm AQ=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=（t 1-t 2）/ln(t 1/t 2)=52.4Am=ndl=Q/(K 假设tm )qv=A2u=（nd2）u/4 l 取 9m同上得 d=19.3mm n=36 (选择规格为 252.5mm)=1115kg/m-3d1=20mm,d2=25mm 代入 qv=A2u=（nd 2）u/4 得 n=34,查表得选取规格为 252.5mm n=38 得 u=0.9m/s，正三角形排列，管中心距t=1.25d232mm壳体直径 D=273mm
