杨高淼10万吨果葡糖浆厂的设计定稿[优质文档]

杨高淼10万吨果葡糖浆厂的 设计 领导形象设计圆作业设计ao工艺污水处理厂设计附属工程施工组织设计清扫机器人结构设计 定稿[优质文档] 摘 要 果葡糖浆也称高果糖浆(High Fructose Syrup)或异构糖浆，是以酶法糖化淀粉所得的糖化液经葡萄糖异构酶的异构作用，将其中一部分葡萄糖异构成果糖，由葡萄糖和果糖而组成的一种混合糖糖浆。果葡糖浆最大优点在于含相当的数量 42%,90%的果糖，因而在甜味特性上与其他甜味剂共同使用，具有很好的协同增效作用，不仅可改善食品与饮料的口感，还可以减少苦味和怪味。果葡糖浆与蔗糖结合使用，可使其甜度增加20%,30%，而且甜味丰满、风味更好。果葡糖浆与甜蜜素、糖精等也有增效作用。果葡糖浆的主要成分和性质接近于天然果汁，具有水果清香，味觉甜度比蔗糖浓，且有清凉感。与蔗糖和甜菜糖比较，果葡糖浆具有溶解度高、易发酵、化学稳定性和热稳定性好、渗透压大、吸潮性和保湿性强等优点。在饮料等食品生产中有取代蔗糖的趋势，作为食品饮料基料的新型食糖果葡糖浆越来越被人们认可和重视。 本 论文 政研论文下载论文大学下载论文大学下载关于长拳的论文浙大论文封面下载 是设计年产100000吨果葡糖浆厂。以玉米淀粉为原料，本设计流程是采用双酶法工艺，其流程为原料?液化?糖化?脱色?离交?蒸发?异构?脱色?离交?蒸发，制成固形物含量为74%的F-42型的果葡糖浆。 本设计由四大部分构成:设计说明书 、工艺流程图、重点设备装配图以及生产车间设备布置图。论文完成了工艺流程的选定，物料、热量和水的平衡计算，设备选型等的工艺设计，同时对人员配备和三废处理提出合理的建议。 关键词:果葡糖浆;酶法工艺;工厂设计;蒸发浓缩 Abstract Fructose Syrup also called High Fructose Syrup or heterogeneous Syrup，it is enzymatic saccharification starch by glucose isomerase part of glucose, fructose it is a mixture of sugar syrup. Fructose syrup biggest advantage is that contain a considerable number 42 percent to 90 percent of fructose, thus in the sweet characteristic with other sweeteners on common use, and with advantageous synergistic effect, which can improve the taste of food and beverage, reduce the bitter taste and smell. Fructose syrup and sucrose use together, can make it sweetness increased by 20% ~ 30%. Fructose syrup and sweet element, cyclamates also have synergic. Fructose syrup near the main composition and properties of natural fruit juice, with fruit flavours. Flavour feeling, taste sweetness, and sucrose thicker than cool and refreshing feeling. Compared with sugar and beet sugar, fructose syrup is high, easy to ferment, solubility of chemical stability and good thermal stability, big osmotic pressure, moisture absorption and moisturizing strong sexual advantages. In beverages food production has replaced the trend of sucrose, as food and beverage makings of new it food candy grape syrup more and more recognized by people and attention, especially "synergistic, cold sweet and refreshing" features, highly popular drink factory. This design is an annual output of 90,000 tons of syrup plant design. Corn starch as raw material, the design process is a double enzyme technique,the starch liquefaction?saccharification?decolorization?Ion exchange?evaporation? heterogeneous?decolorization?Ion exchange?evaporation.Made of solid content of 74% of the F-42 type of fructose syrup. The design consists of three major parts: design manual, flow chart key equipment assembly drawing and workshop equipment layout. Completed the selection process, materials, heat and water balance calculation, equipment selection and other process design. At the same time for personnel and "three wastes" treatment puts forward reasonable Suggestions. Keywords: HFCS;Enzymatic Technology;Plant design;Evaporation concentration. 目 录 摘 要.............................................I Abstract..........................................II 第1章 绪论.......................................6 1.1 概述 ....................................... 6 1.1.1 国内外发展现状 ..........................6 1.1.2 果葡糖浆的应用 ..........................7 1.2 设计依据及指导思想 ......................... 7 1.2.1 设计依据 ................................7 1.2.2 设计指导思想 ............................7 1.3 设计内容及产品要求 ......................... 8 1.3.1 设计内容 ................................8 1.3.2 产品要求 ................................8 1.4 工艺特点及节能措施 ......................... 8 1.5 酶法生产工艺的论证 ......................... 9 1.5.1 液化方法的选择 ..........................9 1.5.2 液化用酶的选择 .........................10 1.6 厂址概述 .................................. 10 1.7 原材料、辅料及产品规格 .................... 10 1.8 原材料、辅料及燃料的来源 .................. 11 1.9 供应 方案 气瓶 现场处置方案 .pdf气瓶 现场处置方案 .doc见习基地管理方案.doc关于群访事件的化解方案建筑工地扬尘治理专项方案下载 及自动化程度的说明 ................ 11 1.9.1 供热方案 ...............................11 1.9.2 供电方案 ...............................11 1.9.3 给水方案 ...............................12 1.9.4 自动化控制 .............................12 第2章 设计与论证................................12 2.1 工艺流程 .................................. 12 2.2 工艺要点 .................................. 13 2.2.1 调浆与液化 .............................13 2.2.2 糖化 ...................................14 2.2.3 离子交换 ...............................14 2.2.4 真空浓缩(葡萄糖浆) ...................14 2.2.5 异构化 .................................15 2.3 重点工段论证 .............................. 15 2.3.1 蒸发器效数确定与论证 ...................15 2.3.2 物料及蒸汽流向的确定与论证 .............16 2.3.3 浓缩系统的主要特点 .....................16 2.3.4 真空系统的确定 .........................17 第3章 设计计算..................................17 3.1 物料平衡计算 .............................. 18 3.1.1 调乳 ...................................18 3.1.2 一次喷射 ...............................19 3.1.3 二次喷射 ...............................19 3.1.4 一次闪蒸 ...............................20 3.1.5 液化 ...................................21 3.1.6 二次闪蒸 ...............................21 3.1.7 糖化工段 ...............................21 3.1.8 灭酶 ...................................22 3.1.9 一脱工段 ...............................23 3.1.10 一次过滤 ..............................23 3.1.11 二脱 ..................................24 3.1.12 二次过滤 ..............................24 3.1.13 离子交换工段 ..........................25 3.1.14 一次浓缩 ..............................26 3.1.15 异构化工段 ............................26 3.1.16 一脱 ..................................27 3.1.17 一次过滤 ..............................28 3.1.18 二脱 ..................................28 3.1.19 二次过滤 ..............................29 3.1.20 离子交换工段 ..........................30 3.1.21 蒸发工段 ..............................30 3.2 热量平衡计算 .............................. 31 3.2.1 调乳段热量衡算 .........................31 3.2.2 一次喷射热量衡算 .......................32 3.2.3 二次喷射所需蒸汽量 .....................32 3.2.4 灭酶段热量衡算 .........................33 3.2.5 蒸发工段 ...............................33 3.2.6 异构后加热 .............................43 3.2.7 二次浓缩 ...............................43 3.3 水平衡计算 ................................ 50 3.3.1 用水项目 ...............................50 3.3.2 供水项目 ...............................50 3.3.3 各种水量计算 ...........................50 3.4 设备选型 .................................. 53 3.4.1 蒸发罐的结构设计 .......................53 3.4.2 其它设备计算 ...........................56 第4章 人员配备及经济核算........................59 4.1 人员配置 .................................. 59 4.2 经济核算 .................................. 61 4.2.1 年消耗费用 .............................62 4.2.2 月利润的计算 ...........................62 4.2.3 投资的回收 ............................63 第5章 三废处理方案..............................63 5.1 废气的处理 ................................ 63 5.2 废水的处理 ................................ 64 5.3 废渣的处理 ................................ 64 参考文献..........................................64 附录..............................................66 致 谢............................................68 第1章 绪论 1.1 概述 果葡糖浆也称高果糖浆或异构糖浆，是以酶法糖化淀粉所得的糖化液经葡萄糖异构酶的异构化作用，将其中一部分葡萄糖异构成果糖，是葡萄糖和果糖组成 [1]的一种混合糖糖浆。果葡糖浆无色无臭，常温下流动性好，使用方便。 1.1.1 国内外发展现状 第一代果葡糖浆的研制生产开始于以淀粉作原料，50年代发现葡萄搪经碱 (、KOH、pH10)转化可制成15,20%的果糖。1957年美国玉米产品公NOHa 司的Marshll和 Koor开始研究用异构酶使葡萄糖异构成果糖并取得进展。1964 [2]年中国发现了链霉菌葡萄糖异构酶的存在。1965年日本微生物工业研究所高崎义幸发现了适用于工业生产的异构酶，后来该技术转让给美国克林顿玉米公司， 该公司于1972年开始生产含果糖15%的果葡搪浆，1969年开始推出含42%的果葡糖浆。第二、三代果葡糖浆的研究工作从60年代就发展起来，到1980年左右已开始了大型的工业化生产。第二 、三代果葡糖浆的生产技术一般是通过第一代果葡糖浆进行组分分离，提高糖份组成中的果糖含量。果糖组成提高至55%为第二代，提高至90%为第三代。因此第二 、三代果葡糖浆的发展是联系在一起的。其工艺流程如下: 淀粉?液化?糖化?过滤?脱色?离子交换?浓缩?异构化?脱色?过滤?离子交换?除味?浓缩?贮罐?包装(槽车或桶装)。 我国对于第一代果葡塘浆的研究开始于60年代从研制果葡搪浆开始至今已有 40余年，70年代初有些省市曾出现过一次果葡塘浆热,但由于条件不具备匆忙上马,结果大部分都下了马。目前，全国大约有20多个这样的果葡糖浆生产车间/厂(包括一些引进的项目)。他们多以玉米淀粉为原料。可是，这种工艺所用的酶制剂价格高、生产成本高而且产量很小、多数不足万吨/年，再加上其他各种原因，果葡糖浆生产厂家这些年来关门倒闭了不少，就连当年首条全部引进进口设备的长沙果糖厂也由于开工太足而倒闭。虽然如此，面对着果葡糖浆广阔的前景，国内还是有很多厂商在上此项目，最近十年至少已引进3条进口的果葡糖浆 [3]生产线，包括广州双桥。目前我国的果葡糖浆产能已达数十万吨以上，在北方 有号称目前国内规模最大的年产10万吨果葡糖浆的山东保龄宝，在华东地区万吨以上的厂家有上海嘉吉、安徽蚌埠，在华南地区有广州双桥等厂家等。国内果葡糖浆的市场产品目前以F-42为主、F-55为辅，F-90和结晶果糖较少见。F-42多用于生产调味品、冰淇淋、糕点等食品，如味可美等厂家利用其渗透压高能抑制食品表面细菌生长的特性来生产果酱、果脯、蜜饯、水果罐头;如伊利等一些冷冻食品厂利用其抗结晶性好的特点用于生产冰棒、冰淇淋等冷冻食品;如皇威等糕。点食品厂利用果葡糖浆保湿性好的特点用于蛋糕、夹心面包等糕点食品。自从1981美可口可乐用果葡糖浆替代砂糖后，饮料工业已是果葡糖浆在国内主要消费领域。产品以F-42为主、F-55为辅，利用果葡糖浆协同增效、冷甜爽口，风味好的特性替代部分蔗糖生产出的碳酸饮料、果汁饮料、茶饮料、果冻等软饮料，具有口感清润爽口、透明度好、没有浑浊、无异味、风味好等优点。此外果 [4]。 葡糖浆还可作为化工原料 1.1.2 果葡糖浆的应用 由于果葡糖浆的甜度与蔗糖相当，又有多种优良特性，因此应用领域比蔗糖更为广泛:在食品工业和保健食品上广为应用，家庭调味品、医药工业、日用化工等方面均有所应用。果葡糖浆有冷甜性、溶解度高、抗结晶性好、保湿性好、渗透压大、发酵性能好等多种特性，糖类物质(包括大量食进的淀粉)被人体吸收的形式是葡萄糖，蔗糖为双糖，食用后需经转化成果糖和葡萄糖方可被吸收，而如食用果葡糖浆，其中的果糖、葡萄糖可直接被吸收，这对老、弱、病、孕、婴 [5]是很为有利的。由此可见果葡糖浆的广泛用途。 1.2 设计依据及指导思想 1.2.1 设计依据 根据齐齐哈尔大学食品与学院食品教研室下达的毕业设计任务书，结合果葡糖浆有着良好的前景,目前市场上的需求量非常高,故进行本次设计，同时在毕业实习的基础上，参照有关的糖厂数据、经验和设备，结合实际情况，采用先进技术而进行本次设计。 1.2.2 设计指导思想 (1)本设计拟用国内外已经成熟的、切实可行的双酶法生产新工艺，以生产可行、经济合理、提高工厂的经济效益为主要目标而进行设计。 (2)为使工厂设备达到标准化、自动化，尽量选用国家有关部门批准的设备系列和单机设备。 (3)在各方面允许的条件下，提高劳动生产率及产品质量，保证安全生产，节约能源、降低成本，进一步提高工厂的机械自动化水平，改善操作条件。 (4)提出“三废”的合理处理方案。 1.3 设计内容及产品要求 1.3.1 设计内容 本设计为年产量100，000吨果葡糖浆厂的设计。主要的设计任务包括:果葡糖浆厂的工艺流程的确定及工艺参数的选择，工艺设计、重点工段(蒸发工段)的设计和论证、三大平衡计算(物料、热量、水)、设备选型及蒸发罐设计计算。 1.3.2 产品要求 本设计为固形物含量74%的果葡糖浆，其得率(果葡糖浆:绝干淀粉)为大于等于101%，果葡糖浆糖分的组成: 果糖:42% 葡萄糖:53% 低聚糖::5% 相对甜度(蔗糖100):100 储存温度:25,35? 1.4 工艺特点及节能措施 本设计中采用了两次喷射液化的方法，这一新型工艺的主要优点是蛋白质絮凝得好，便于料液的过滤。另外，采用了四效蒸发浓缩，该工艺在蒸发过程中降低了蒸汽消耗量，在此基础上达到高效浓缩的目的。 1.5 酶法生产工艺的论证 1.5.1 液化方法的选择 淀粉转化为糖的方法有:酸法，酸酶法，酶法。虽然这几种方法各有其优点，但是酶法条件温和，副产物少，产品纯度高，设备投资低，液化质量好，原料利用率高，一般比酸法糖化DE值提高6~8%，因此采用酶法糖化可以节约粮食， [6]经济效益和社会效益可观。 (1)碱法 用碱溶液能使葡萄糖异构成果糖,但是转化率较低，并且需采用较高的反应温度才能使碱性催化效果变大，糖损失较多，同时异构转化在制备系统中还存在着其他中间反应。在现实生产中，高温高糖度下是很难做到在短时内将反应温度控制在要求之内，这种方法在工业上没有实用价值，任何糖类在高pH和高温度下，副产物增多、颜色加深、分纯难度曾大，因此整个生产不经济，只作为教科书上制备新糖的经典反应。 (2)酸法 是在酸的作用下，使淀粉水解，传统酸法水解工艺存在多方面的缺点:需要耐酸而且耐压的设备;需要精制淀粉为原料;淀粉投料的质量分数较低，仅为20%左右;水解后必须中和，色泽深，精制费用大;淀粉转化为葡萄糖的收率低，不超过90%;水解过程中，由于葡萄糖的逆聚合反应而生成较多带苦味的低聚糖，葡萄糖必须用结晶法精制才能将苦味去除;久贮后还因生成氧化甲基糖醛而转变成褐色等。因此，这种传统工艺逐渐被新兴的酶法技术替代。 (3)酶法 可在常温常压和温和酸度下，高效地进行催化反应，简化了设备，改善了劳动条件和降低了成本;酶催化所需的活化能极低，催化效率远比无机酸高，a-淀粉酶与糖化酶共同作用于淀粉，得到的葡萄糖液DE值达98%以上;酶水解具有专一性，制得产品的纯度高;酶本身是蛋白质，无毒，对酸碱度极为敏感，故可简单地采用调节酸碱度、改变反应温度或添加抑制剂等方法来控制反应的进行;酶的来源广泛，许多动植物和微生物都可作为某些酶的原料;酶可以回收， [7]重复利用。 虽然这几种方法各有其特点，但是酶法生产条件温和，副产物少，产品纯度较高，设备投资低，料液蛋白絮凝好，清亮透明，原料利用率高，一般DE值可 [8]达98%以上，因此采用酶法糖化可以节约粮食，经济效益和社会效益可观。 液化方法选择的原则是获得最佳液化效果和糖化结果。玉米淀粉中含蛋白质比较多，液化时易产生不溶性淀粉颗粒，结合玉米淀粉的性质及以上三种液化方 [9]法，综合考虑本次设计选用的是二次加酶喷射液化法。 首先，酶法液化选取喷射液化有如下优点:喷射液化在密封的容器内部进行，密封好操作安全性高;因为喷射液化在密闭容器内进行，故液化的温度不易降低，可保证耐高温a-淀粉酶在最佳温度下进行液化;由于喷射液化在密闭的容器内进行，故可以节约蒸汽，有较好的保温性，与半连续液化法相比，节约用煤15%左右，a-蛋白质絮凝好糖化液过滤性能提高。 其次，相比酸液化法，酶法不会发生葡萄糖的复合分解反应、不会生成有色 [10]物及复合糖类，从而提高了淀粉的转化率及糖液的品质。 1.5.2 液化用酶的选择 选取耐高温a-淀粉酶与中温a-淀粉酶进行比较，在高温下喷射液化耐高温a-淀粉酶蛋白质絮凝效果好，不易产生不溶性淀粉颗粒，不易发生老化现象，液化液清亮、透明;并且在高温下喷射液化时还可阻止小分子(如麦芽二糖、三糖等)前体物质的生成，对提高葡萄糖的收率很有利，同时用耐高温a-淀粉酶成本比用中温酶低。根据资料及一些实践经验，玉米、小麦等淀粉质量差(蛋白质含量大于0.6%,10%)加上此类淀粉易老化，易产生“不溶性淀粉颗粒”，因此选用两次 [11]加酶工艺更为有利。 1.6 厂址概述 本厂距远离居民区，厂房坐北朝南，采光性好，在厂区周边城市有淀粉合作厂家，淀粉来源充足，并且，该厂地理位置交通便利，厂址选择符合国家卫生、防火部门的各项要求，即在城镇河流的下游，居民生活区的下风向，对居民生活没有影响。 1.7 原材料、辅料及产品规格 本设计生产需要的原料、辅料及得到的产品规格列表1-1所示。 表1-1 原料、辅料及得到的产品规格 类别 名称 项目 规格 浓度 18?Be 原料 淀粉乳 总蛋白(%) 0.35-0.40 可溶蛋白(%) 0.02-0.026 脂肪(%) 0.1-0.15 灰分(%) 0.1-0.15 氢氧化钠 浓度 10 盐酸 浓度 10 辅 料 碳酸钠 浓度 10 氯化钙 浓度 15 a-淀粉酶 加入量 0.6?/t干淀粉 浓度 74% DE 99.2% 产 品 果葡糖浆 透光率 ?98% PH 5.5-6.0 感官 粘稠透明液体，散发甜味 1.8 原材料、辅料及燃料的来源 设计所需的原材料、辅料、燃料用量都非常大，故原料都从外面购买。由于地处郊区，周边有淀粉厂，所以工厂的生产原料供应非常充足，且厂址距产煤基地距离近，煤炭储量丰富，距离公路较近，原料运输方便快捷，节省了人力物力时间。 1.9 供应方案及自动化程度的说明 1.9.1 供热方案 工厂以燃煤供应车间所需蒸汽，计算的耗汽量为447.21吨/d，故选择生产能力为50吨/d型号的锅炉9台。 1.9.2 供电方案 由于用电量较大，故建发电厂自主发电。 1.9.3 给水方案 本厂附近有丰富的水资源，且用水量大，故采用深井地下水。 1.9.4 自动化控制 本次设计在喷射液化器及四效蒸发器上采用了自动控制调节阀门，节省了人力，控制更精确，保证了员工的安全。 第2章 设计与论证 2.1 工艺流程 淀粉乳 浓度32% 18?Be 调浆 一喷 105? 二喷 125? 液化 DE,14% pH,5.5-6.0 闪蒸 糖化 60? DE?98% pH,4.2-4.5 灭酶 80? 一脱 70-80? 二脱 70-80? 离子交换 55? 一次浓缩 DS,45% 异构化 60? DE?95% 预脱色 60-70? 一脱 70-80? 二脱 70-80? 离子交换 55? 二次浓缩 DS,74% F-42 成品 2.2 工艺要点 2.2.1 调浆与液化 (1) 流程 淀粉乳?调浆?一级喷射液化?二级喷射液化?闪蒸?冷却液化液 (2) 工艺流程简述 把原料淀粉乳打到调浆罐中，用10%NaCO溶液将淀粉浆调至pH5.5-6.023 (或根据工艺指令)，然后加入耐高温a-淀粉酶，将淀粉乳调到17.0-19.0Be在罐中搅拌均匀后用泵打入一级喷射液化器中，控制在105?，料液在经维持管，然后进行二次喷射液化，温度控制在125?，然后将料液进过二级维持管，把耐高温a-淀粉酶彻底杀死，同时使淀粉进一步分散，而且蛋白质进一步凝固，然后将料液经真空闪蒸冷却，降到98-100?进行二次加酶，维持温度在98-100?、在液化住中停留约120分钟，液化结束。 2.2.2 糖化 (1) 流程 冷却的液化液?糖化?灭酶?脱色过滤?贮糖计量 (2) 工艺流程简述 在液化液降温至60?时，用酸调节PH到4.2-4.5，通过真空闪蒸将液化液冷却至60?混入适量的糖化酶制剂，保持40-50小时的糖化时间，达到所需的DE值，便完成糖化。 糖化结束后仍有极少量的以大分子的糊精形式存在，另外还有蛋白质及脂肪会对糖浆的最终品质产生影响，需要进行除渣过滤，然后进行脱色。一次脱色时加入旧炭(1.5%DS)，在70,80?之间，pH4.8,5.0条件下保温脱色30min，目的是使糖化液中的蛋白质变性而凝固;二次脱色加新炭(1.5%DS)，增强脱色效果，除去灰分和色素类物质。 2.2.3 离子交换 (1) 流程 离交前罐?阳离子交换柱?阴离子交换柱?阳离子交换柱?离交后罐 (2) 工艺流程简述 2+2+2+离交的目的是除去离子型金属杂质(如 Mg、Ca、Fe 等)及有色物质。交换系统按阳?阴?阳阴进行。交换时，阳树脂pH由2上升到4为交换终点、阴树脂pH由7降到4为交换终点，糖液由上向下流经离子交换树脂柱，糖液流速约为每小时3,4倍离子交换树脂的体积，温度要控制在45,55?之间。 树脂再生方法:阳树脂用5%HCl溶液以3,4倍树脂体积冲洗2,3小时然后使用去离子水洗至无氯离子存在，pH在2.0左右再生完毕，即可留作备用;阴树脂用4%NaOH溶液以3,4倍树脂体积冲洗 2,3h，然后用去离子水洗至pH在7.0左右备用。 2.2.4 真空浓缩(葡萄糖浆) 采用四效逆流真空蒸发器，在116.6?下，绝对压强为180KPa下浓缩(第一效)，在60.1?下冷凝器的绝对压强为20KPa下浓缩(末效)。 2.2.5 异构化 葡萄糖液以一定的温度和流速通过异构柱，在适宜的异构酶催化作用下转化为果糖含量42%-44%的果葡糖浆，再送至后道炭柱脱色系统进行处理，使用的酶为固定化葡萄糖异构酶。糖化液经浓缩后，在58-60?温度下通过泵送至固定化异构酶柱。待葡萄糖转化率达到42%-44%，再经过过滤、活性炭脱色及离子交换净化，将浆液真空浓缩成74%干物质浓度即为果葡糖浆成品。 固定化酶的连续异构化有下列优点: (1) 葡萄糖异构酶对葡萄糖异构化反应是是生物催化剂，在指定的条件下，其反应效率高，专一性强、条件温和。 (2) 固定化酶纯度高，不溶于糖液中，所得糖液纯度高，精制容易。 (3) 异构化设备所占面积小，投资少。 (4) 异构化工艺稳定，操作要求较容易，需要较少劳动力。 (5) 反应时间短，糖液的pH下降幅度小、副产物的生成较少。 由以上有利条件，反应时间短，糖的质量变化少，可简化糖液精致步骤，此不仅符合工业化生产的要求，也降低了生产成本，所以本设计选择诺维信公司生产的固定化异构酶T或杰能科公司的异构酶两种酶。 2.3 重点工段论证 2.3.1 蒸发器效数确定与论证 生产中为了充分利用了二次蒸汽的热量来完成单效蒸发所达不到浓缩目的，因此采用多效蒸发，从而降低蒸汽的消耗量。实施多效蒸发的条件是各效蒸发器中的加热蒸汽的温度或压强须比该效蒸发器中的二次蒸汽的温度和压力要高，即两者有温度差存在，如此才能使引入的加热蒸汽起加热作用。 此次设计根据蒸发水量的大小和生产工作经验判定，在两次浓缩过程均采用了四效蒸发。 2.3.2 物料及蒸汽流向的确定与论证 在前面所确定的蒸发设备，经对比选取一个合适的物料与蒸汽的流向。 多效蒸发的流程大致可以分为几种，即顺流、逆流、平流、混流等四种操作流程。 (1) 平流:平流的流程是各效都加入料液和排放出浓缩液，蒸汽的流向由第 一效至末效流动，此法只用于在蒸发操作进行的同时有晶体析出的情况。 (2) 混流:对于效数多的蒸发也可以采用顺流和逆流并用，有些效间采用顺流，有些效间采用逆流。此方法对黏度高的料液很有利，特点是在料液黏度随浓度升高而显著增加的场合下，可采用混流。 (3) 顺流:顺流又称并流。其料液与蒸汽的流向始终相同。溶液在各效间的流动不用泵输送，前一效溶液的沸点比后一效的沸点高，因此当前一效料液进入后一效时，便成过热状态而立即蒸发，产生更多的二次蒸汽，从而增加了蒸发器的蒸发量。但料液的浓度依效序递增，而加热蒸汽的温度依效序递减，所以当溶液黏度增加较大时，传热总系数会减小，而影响蒸发器的传热速率，给末效蒸发增加了困难，但它对热敏性食品的浓缩有利。 (4) 逆流:是料液与蒸汽流动方向相反，料液由末效进入，依次用泵送至后至第一效。而蒸汽仍为由第一效依次至末效。 这种流程的优点是溶液的温度随溶液浓度升高而升高，因此各效黏度相差不大，可以提高传热系数，改善循环条件。但须注意高温加热面上浓溶液的局部过热有引起结焦和营养物质破坏的危险。其缺点是效间料液流动需要使用泵能量消耗增大。另外，逆流蒸发料液在高温操作的蒸发器内的停留时间较顺流要长，对热敏性物料不利。通常逆流法适用于黏度随浓度的增高而剧烈增加的溶液，但高温度升高而易分解的溶液不适用。 由以上所述的各流程的特点来看，因本次设计生产的果葡糖浆随浓度的增加粘度逐渐增加、长时间高温条件下糖液颜色容易改变等，所以设计选取逆流最为合适。 2.3.3 浓缩系统的主要特点 根据加热器结构、形式来分类，薄膜式蒸发器有升膜式、降膜式、片式、刮板式、离心式等。 降膜式结构与升膜式的大体相同，只是料液从蒸发器顶部加入，在顶部有料 液分布器，使料液均匀地分布在每根加热管中。二次蒸汽与浓缩液一般并流而下，料液沿管内壁下流时因受二次蒸汽的作用使之呈膜状。由于加热蒸汽与料液的温差比较大，所以传热效果较好。汽液进入蒸发室后进行分离，二次蒸汽由顶部抽 出，浓缩液由底部排出。 四效降膜式浓缩设备的选用减少了蒸汽的用量，降低了成本，同时保证了生产能力。选用降膜式浓缩设备有以下三个优点: (1) 整套设备布局合理，热能利用经济，且冷却水的消耗量也少。 (2) 此设备结构简单，结构坚固，性能可靠，适用面广范。 (3) 物料在此过程中受热时间较短，从进料至出料仅需几秒钟，适用于果葡糖这样的热敏性物料的浓缩。 2.3.4 真空系统的确定 蒸发浓缩是利用浓缩设备把物料加热，使物料易挥发部分的水分在其沸点温度时不断地由液态变为气态，并将汽化时所产生的二次蒸汽不断排出，使物料的浓度不断提高，直至达到浓度要求。 浓缩按操作压力的不同可以分为:加压、常压和减压浓缩，减压浓缩亦称为真空浓缩。其特点有: (1) 可采用低压蒸汽或二次蒸汽作为加热的热源，达到节省蒸汽的目的。 (2) 物料的沸点较常压下较低，使蒸发器的传热推动力增加。 (3) 物料沸点低，蒸发时热损失较少。 (4) 可用于浓缩热敏性物料，在低温下物料性质不容易改变。 由以上面对物料特性以及具体工艺参数等要求及各个方面的综合考虑，本次设计选用了四效逆流降膜真空浓缩设备。 第3章 设计计算 3.1 物料平衡计算 条件:年产100000吨果葡糖浆(74%)，年生产天数300天，原料为工业玉米淀粉(含水量14%)，淀粉制得糖化液的理论产率为111.1%，果葡糖浆得率?101%。 日产量: 100000?300,333.33t (以300天计) 日产绝干糖浆: 333.33×74%,246.66t (42%果葡糖浆固形物含量74%) 日处理绝干淀粉:246.66?101%,244.22t 日处理商品淀粉:244.22?86%,283.98 t 由淀粉制得糖化液的理论产率为111.1%，实际产率为108%，收率为101%，则糖损失为7%。 3.1.1 调乳 33淀粉乳浓度:32% (18Be) 淀粉乳比重:1.1377×10kg/m 碳酸钠加量(10%):1.8kg/t(淀粉乳) pH=5.8 耐高温a-淀粉酶的加量:0.6kg/ t(干淀粉) 调乳水温:50? 以244.22t 干淀粉为基准进行计算: (1) 淀粉乳重=日处理绝干淀粉?淀粉乳浓度=244.22?32%=763.19t (2) 碳酸钠溶液质量(10%),(淀粉乳重×1.8)?10% =763.19×1.8?10%=13737.42kg=13.74t (3) 碳酸钠(固体),13737.42×10%,1373.742kg,1.37t (4) 一次加酶量,日处理绝干淀粉×0.6kg/t =244.22×0.6=146.53kg=0.15t (5) 固形物含量=日处理绝干淀粉+碳酸钠(固体)+加酶量 =244.22+1.37+0.15=245.74t (6) 料液量M=淀粉乳重+碳酸钠溶液质量+加酶量 1 =763.19+13.74+0.15=777.08t (7) DS=(固形物含量?料液量)×100%=245.74?777.08×100%=31.53% 333 (8) 料液体积=(777.08×10)?(1.1377×10)=683.03 m 3.1.2 一次喷射 淀粉乳比热:0.9kcal/kg? 蒸汽温度:170? 蒸汽比热:1kcal/kg? 汽化潜热:1 kcal/kg? 汽化热:490.6 kcal/kg 一喷温度:106? 淀粉乳进温:50? 热量损失: 3% 33 2淀粉乳比重:1.1242×10 kg/ m蒸汽压力:8.080 kg/cm (9) 所需热量 Q,C M ( t,t) 进11 3 ,0.9×777.08×10×(105,50) ,38465460kcal (10) 所需蒸汽量 D,Q×(1+3%)?(r ，c?t) =38465460×1.03?[490.6+1×(170-106)] =71437.84kg=71.44t (11) 料液量M,M+D=777.08，71.44,848.52t 2 1 (12) DS=(固形物含量?料液量)×100%=245.74?848.52×100%=28.96% 333(13) 料液体积=(848.52×10)?(1.1242×10)=754.78 m 3.1.3 二次喷射 二喷温度:146? 料液进温:105? 蒸汽出温:146? 热量损失:3% 33 蒸汽温度:170? 液化液比重:1.1145×10kg/m 汽化热:490.6 kcal/kg (14) 所需热量 Q,C M ( t,t) 221 3 ,0.9×848.52×10×(146,105) ,31310388kcal (15) 所需蒸汽量 D,Q×(1+3%)?(r ，c?t) ,31310388×1.03?[490.6，1×(170,146)] ,62669.45kg=62.67t (16) 料液量M, M+D=848.52+62.67=911.17t 32 (17) DS,(固形物含量?料液量)×100%=245.74?911.17×100%=26.97% 333 (18) 料液体积=(×10)?(1.1145×10)=817.56m 3.1.4 一次闪蒸 淀粉乳比热:0.9kcal/kg? 温度:100? 33 液化液比重:1.1255×10kg/m 二次加酶量:0.3 kg/t绝干淀粉 100?汽化热:539.40 kcal/kg 3(19) 自蒸发热量:Q,C M?t=0.9×911.17×10×(146-100)=37722438kcal3 (20) 自蒸发掉的水量:D=Q?r=37722438?539.40=69934.07kg=69.93t (21) 二次加酶量=绝干淀粉×0.3 kg/t=244.22×0.3=73.266kg=0.073t (22) 固形物含量=245.74+0.073=245.81t (23) 料液量M=M+二次加酶量-自蒸发掉的水量 43 = 911.17+0.073-69.93=841.21t (24) DS=(固形物含量?料液量)×100%=(245.81?841.21)×100%=29.22% 333(25) 料液体积=料液量?液化液比重=(841.21×10)?(1.1255×10)=747.41m 3.1.5 液化 液化后DE,14% pH5.5-6.0 液化时间约为 60,120 min 3.1.6 二次闪蒸 淀粉乳比热: 0.9kcal/kg? 60?汽化热:562.0 kcal/kg 33 液化液比重:1.1358×10kg/m温度:60? 3(26) 自蒸发热量:Q,C M?t=0.9×841.21×10×(100-60)=30283560kcal4 (27) 自蒸发掉的水量:D=Q?r=30283560?562.0= 53885.34kg=53.89t (28) 料液量M=M-自蒸发掉的水量=841.21-53.89=787.32t54 (29) DS=(固形物含量?料液量)×100%=(245.81?787.32)×100%=31.22% 333(30) 料液体积=料液量?液化液比重=787.32×10?1.1358×10=693.19m 3.1.7 糖化工段 温度:60? pH= 4.3 33 DE?98% 液化液比重:1.1438×10kg/m 盐酸溶液的浓度:10%， 糖化时间:40-50h 化学增重:1.09 糖化酶用量:0.5kg/t干淀粉 ,,4.35.8 (31) 加入盐酸的量,(10,10)×V×36.5液化液 ,, 4.35.83=(10,10)×693.19×10×36.5,1081.19kg=1.08t (32) 加入盐酸溶液量,盐酸/质量分数=1081.19?0.1=10811.9kg=10.81t (33) 加酶量,日处理绝干淀粉×0.5=244.22×0.5=122.11kg=0.122t (34) 固形物含量,加酶量+加入盐酸的量+闪蒸固形物的量×1.09 =0.122+1.08+245.81×1.09 =269.13t (35) 料液量M,M+闪蒸段固形物量×(1.09-1)+加入盐酸溶液量+加酶量 65 =787.32+245.81×(1.09-1)+10.81+0.122=820.37t (36) DS=(固形物含量?料液量)×100%=269.13?820.37×100%=32.80% (37) 还原糖量=日处理绝干淀粉×1.09=244.22×1.09=266.20t (38) DE,(葡萄糖量?固形物)×100%=266.20?269.13×100%=98.91% 333 (39) 料液体积=料液量?液化液比重=820.37×10?1.1438×10=717.23m 3.1.8 灭酶 温度:80? pH 4.3调至pH 4.8 时间:20min 热损失:3% 蒸汽温度:170? 汽化热:507.63 kcal /kg 33 液化液比重:1.1425×10kg/mNaOH溶液浓度:10% ,,4.34.8 ,10)×V×40(40) NaOH的用量,(10液化液 ,, 4.34.83=(10,10)×717.23×40×10=983.20kg=0.983t (41) 加入NaOH溶液量,NaOH用量/质量分数=0.983/0.1=9.83t (42) 固形物含量,糖化段固形物，NaOH用量=269.13+0.983=270.11t (43) 料液量 M=M+加入NaOH溶液量=820.37+9.83=830.20t76 (44) DS=(固形物含量?料液量)×100%=(270.11?830.20)×100%=32.53% 333 (45) 料液体积=料液量?液化液比重=830.20×10?1.1425×10=726.65m 3.1.9 一脱工段 粉末活性碳(旧碳):1.5%干物质 温度:80? pH=4.8 搅拌时间:30min 除杂质:0.206t (46) 加碳量,灭酶段固形物量×1.5%=270.11×1.5%=4.05t (47) 固形物含量,灭酶段固形物量+加碳量,杂质 =270.11+4.05,0.206=273.95t (48) 料液量M,M+加碳量,杂质,830.20+4.05,0.206=834.04t87 3.1.10 一次过滤 温度:80? 过滤压力?0.4MPa 还原糖损失:0.9% 固形物损失:1.0% 33过滤时间:30min 液化液比重:1.1333×10kg/m 冲水量以5%计算 (49) 固形物含量,(一脱固形物,加碳量)×(1,1%) =(273.95,4.05)×(1,1%)=267.20t (50) 料液量M,M,(一脱固形物,加碳量)×1%,加碳量 98 =834.04,4.05,(273.95,4.05)×1%=827.29t (51) 还原糖质量=糖化段还原糖质量×(1,0.9%)=266.20×(1,0.9%) =263.80t (52) DE,(还原糖质量?固形物)×100%=(263.80?267.20)×100%=98.73% (53) 冲水量=M×5%=827.29×5%=41.36t 9 (54) 冲水后料液量M=M+冲水量=827.29+41.36=868.65t109 (55) DS=(固形物?料液量)×100%=267.20?868.65×100%=30.76% 333(56) 料液体积=料液量?液化液比重=868.65×10?1.1333×10=766.48m 3.1.11 二脱 粉末活性碳(新碳 ):1.5%干物质 温度:80? pH=4.8 搅拌时间30min (57) 加碳量,过滤后固形物×1.5%=267.20×1.5%=4.01t (58) 固形物含量,过滤后固形物+加碳量=267.20+4.01=271.21t (59) 料液量M,M+加炭量,868.65+4.01=872.66t 1110 3.1.12 二次过滤 温度:80? 过滤压力?0.4 MPa 还原糖损失:0.9% 固形物损失:1.0% 33过滤时间:30 min 液化液比重:1.125×10kg/m 冲水量以5%计算 (60) 固形物含量,(二脱固形物,加碳量)×(1,1%) =(271.21,4.01)×(1,1%)=264.53t (61) 料液量M,M,(二脱固形物,加碳量)×1%,加碳量 1211 =872.66,4.01,(271.21,4.01)×1%=865.98t (62) 还原糖质量=一虑段还原糖质量×(1,0.9%)=263.80×(1,0.9%) =261.43t (63) DE,(还原糖质量?固形物)×100%=(261.43?264.53)×100%=98.83% (64) 冲水量=M×5%=865.98×5%=43.30t 12 (65) 冲水后料液量M=M+冲水量=865.98+43.30=909.28t1312 (66) DS=(固形物?料液量)×100%=264.53?909.28×100%=29.09% 333(67) 料液体积=料液量?液化液比重=909.28×10?1.125×10=808.25m 3.1.13 离子交换工段 固形物损失:1.2% 还原糖损失:1.1% 33温度:57? 液化液比重:1.1159×10kg/m 除杂质:2.07t 冲水量以5%计算 (68) 固形物量,(过滤后固形物,杂质)×(1,1.2%) ,(264.53,2.07)×(1,1.2%)=259.31t (69) 料液量M,M,(过滤后固形物,杂质)×1.2%,杂质1413 ,909.28,(264.53,2.07)×1.2%,2.07=904.06t (70) 还原糖质量,过滤后还原糖×(1,1.1%),261.43×(1,1.1%)=258.55t (71) DE,(还原糖量?固形物量)×100%,(258.55?259.31)×100%=99.71% (72) 冲水量=M×5%=904.06×5%=45.20t 14 (73) 冲水后料液量M,M+冲水量=904.06+45.20=949.26t1514 (74) DS,(固形物量?料液量)×100%,259.31?949.26×100%=27.32% 333(75) 料液体积=料液量?液化液比重=949.26×10?1.1159×10=850.67m 3.1.14 一次浓缩 浓缩后:DS,45% 蒸汽温度:170? (76) 料液量M=固形物?DS=259.31?45%=576.24t 16 (77) 蒸发水量=M,M=949.26,576.24=373.02t 1516 3.1.15 异构化工段 用丹麦NOVO公司产品异构酶Sweetzyme T固定化酶 温度:57? 葡萄糖转化率42% NaHSO: 0.1 kg/t MgSO?7HO:0.6kg/t342 33液化液比重:1.106×10kg/m NaOH溶液浓度:10% (78) NaHSO量,M×0.1=576.24×0.1=57.624kg=0.058t 316 (79) MgSO?7HO量,M×0.6 =576.24×0.6=345.74kg=0.35t4216 333(80) 液化液体积=料液量?液化液比重=576.24×10?1.106×10=521.01m ,,4.87.6 (81) NaOH的用量,(10,10)×V×40液化液 ,, 4.87.63 =(10,10)×521.01×40×10=329.77kg=0.33t (82) 加入NaOH溶液量,NaOH?质量分数=329.77?0.1=3297.7kg=3.30t (83) 固形物含量,离交段固形物，MgSO?7HO量+ NaHSO量+NaOH 量423 =259.31+0.35+0.058+0.33,260.05t (84) 料液量M,M，NaHSO量，MgSO?7HO量，NaOH溶液用量1716342 ,576.24+0.35+0.058+3.30=579.95t (85) DS,(固形物含量?料液量)×100%,260.05?579.95×100%=44.84% 333(86) 料液体积=料液量?液化液比重=579.95×10?1.106×10=524.37m 3.1.16 一脱 粉末活性碳(旧碳):1.5%干物质 温度:75? pH由7.6 调至4.5 搅拌时间:30min 盐酸溶液的浓度:10% ,,4.57.6 (87) 加入盐酸的量,(10,10)×V×36.5液化液 ,, 4.37.63=(10,10)×524.37×10×36.5,604.77kg=0.60t (88) 加入盐酸溶液量,盐酸?质量分数=604.77?0.1=6047.7kg=6.05t (89) 加碳量=异构段固形物×1.5%=×1.5%=3.90t (90) 固形物含量,异构段固形物+加碳量+盐酸的量 =260.05+3.90+0.60=264.55t (91) 料液量M=M+加碳量+盐酸溶液量=579.95+3.90+6.05=589.90t1817 3.1.17 一次过滤 温度:75? 过滤压力?0.4MPa 还原糖损失:0.9% 固形物损失:1.0% 33过滤时间:30min 液化液比重:1.1064×10kg/m 冲水量以5%计算 (92) 固形物含量,(一脱固形物,加碳量)×(1,1%) =(264.55,3.90)×(1,1%)=258.04t (93) 料液量M,M,(一脱固形物,加碳量)×1%,加碳量 1918 =589.90,3.90,(264.55,3.90)×1%=583.43t (94) 还原糖质量=离交段还原糖质量×(1,0.9%)=258.55×(1,0.9%) =256.22t (95) DE,(还原糖质量?固形物)×100%=(256.22?258.04)×100%=99.29% (96) 冲水量=M×5%=583.43×5%=29.17t 19 (97) 冲水后料液量M=M+冲水量=583.43+29.17=612.60t2019 (98) DS=(固形物?料液量)×100%=258.04?612.60×100%=42.12% 333(99) 料液体积=料液量?液化液比重=612.60×10?(1.1064×10)=553.69m 3.1.18 二脱 粉末活性碳(新碳 ):1.5%干物质 温度:75? pH=4.5 搅拌时间:30min (100) 加碳量,过滤后固形物×1.5%=258.04×1.5%=3.87t (101) 固形物含量,过滤后固形物+加碳量=258.04+3.87=261.91t (102) 料液量M,M+加炭量,612.60+3.87=616.47t 2120 3.1.19 二次过滤 温度:75? 过滤压力?0.4MPa 还原糖损失:0.9% 固形物损失:1.0% 33过滤时间:30min 液化液比重:1.1064×10kg/m 冲水量以5%计算 (103) 固形物含量,(二脱固形物,加碳量)×(1,1%) =(261.91,3.87)×(1,1%)=255.49t (104) 料液量M,M,(二脱固形物,加碳量)×1%,加碳量 2221 =616.47,3.87,(261.91,3.87)×1%=610.02t (105) 还原糖质量=一虑段还原糖质量×(1,0.9%) =256.22×(1,0.9%)=253.91t (106) DE,(还原糖质量?固形物)×100%=(253.91?255.49)×100%=99.38% (107) 冲水量=M×5%=610.02×5%=30.50t 22 (108) 冲水后料液量M=M+冲水量=610.02+30.50=640.52t2322 (109) DS=(固形物?料液量)×100%=255.49?640.52×100%=39.89% 333(110) 料液体积=料液量?液化液比重=640.52×10?1.1064×10=578.92m 3.1.20 离子交换工段 固形物损失:1.2% 还原糖损失:2.1% 33温度:47? 液化液比重:1.0843×10kg/m 除杂质:0.444t pH=4.5 冲水量以5%计算 (111) 固形物量,(二次过滤后固形物,杂质)×(1,1.2%) ,(255.49,0.444)×(1,1.2%)=251.99t (112) 料液量M,M,(二次过滤后固形物,杂质)×1.2%,杂质2423 ,640.52,(255.49,0.444)×1.2%,0.444=637.02t (113) 还原糖质量,二次过滤后还原糖×(1,2.1%) ,253.91×(1,2.1%)=248.58t (114) DE,(还原糖量?固形物量)×100%,(248.58?251.99)×100%=98.65% (115) 冲水量=M×5%=637.02×5%=31.85t 24 (116) 冲水后料液量M,M+冲水量=637.02+31.85=668.87t 2524 (117) DS,(固形物量?料液量)×100%,251.99?668.87×100%=37.67% 333(118) 料液体积=料液量?液化液比重=668.87×10?1.0843×10=616.87m 3.1.21 蒸发工段 蒸化后:DS,74% 蒸汽温度:170? 33 液化液比重:1.3410×10kg/m (119) 最终日产果葡糖浆量M=固形物?DS=251.99?74%=340.53t 26 (120) 蒸发水量=M,M=668.87,340.53=328.34t 2526 (121) 最终收率=还原糖质量?绝干淀粉=248.58?244.22,101.79% 333(122) 料液体积=料液量?液化液比重=340.53×10?(1.3410×10)=253.94m 3-1物料平衡 项目 DS(%) 葡萄糖 固形物(t) 糖量(t) 物料量(t) 体积(m3) 含量% 调浆 31.53 - 245.74 - 777.08 683.03 闪蒸 31.22 14 245.81 - 787.32 693.19 糖化 32.80 98.91 269.13 266.20 820.37 717.23 一虑 30.76 98.73 267.20 263.80 868.65 766.48 二虑 29.09 98.83 264.53 261.43 909.28 808.25 离交 27.32 99.71 259.31 258.55 949.26 850.67 一次蒸发 45 99.71 259.31 258.55 576.24 - 异构 44.84 - 260.05 - 579.95 524.37 一虑 42.12 99.29 258.04 256.22 612.60 553.69 二虑 39.89 99.38 255.49 253.91 640.52 578.92 离交 37.67 98.65 251.99 251.12 668.87 616.87 二次蒸发 74 99.65 251.99 248.58 340.53 253.94 3.2 热量平衡计算 3.2.1 调乳段热量衡算 C,0.9kcal/kg? 蒸汽温度:170? 淀 蒸汽比热 :1kcal/kg? r,490.6 kcal/kg汽 热量损失: 3% T=50? t=15.5? M=777.08t 进1 Q,CM,t1 (1) 所需热量: =0.9×777.08×103×(50,15.5),2.41×107kcal D,QC,t(1，0.3%)?(r，) (2) 所需蒸汽量: ,2.41×107×1.03 ?[490.6+1×(170-50)]=40.65t 3.2.2 一次喷射热量衡算 C,0.9kcal/kg? 蒸汽温度:170? 淀 蒸汽比热 :1kcal/kg? r汽,490.6 kcal/kg 热量损失: 3% T=106? t进=50? M1=777.08t 3(1) 所需热量: =0.9×777.08×10×(106,50) Q,CM,t1 ,39164832kcal C,t(2) 所需蒸汽量:(1，3%)?(r，) D,Q =39164832×1.03?[490.6+1×(170-106)]=72736.71kg=72.74t 3.2.3 二次喷射所需蒸汽量 C,0.9kcal/kg? 蒸汽温度:170? 淀 蒸汽比热 :1kcal/kg? r汽,490.6 kcal/kg 热量损失: 3% T=146? t进=106? M=848.52t 2 Q,CM,t2 (1) 所需热量: ,0.9×848.52×103×(146,106),30546720kcal D,QC,t(2) 所需蒸汽量:(1，3%)?(r，) ,30546720×1.03?[490.6，1×(170,146)] ,61140.93kg=61.14t 3.2.4 灭酶段热量衡算 C,0.9kcal/kg? 蒸汽温度:170? 淀 蒸汽比热 :1kcal/kg? r汽,490.6 kcal/kg 热量损失: 3% T=80? t进=60? M=820.37t 6 3(1) 所需热量: ,0.9×820.37×10×(80,60)Q,CM,t6 ,14766660kcal D,QC,t(2) 所需蒸汽量: (1，3%)?(r，) =14766660×1.03?[490.6+1×(170-80)] =30382.86kg =30.38t 3.2.5 蒸发工段 由于蒸发水量不是很大，故采用四效蒸发器。 (1)用总物料量衡算确定总蒸发量 公式: ,0W,F，(1,) ,1 式中:W—总水分蒸发量(kg) W，W，W，W—各效蒸发量 Kg/h 1 23 4 F—原料液流量 kg/h X，X，X，X，X—原料液及各效完成液浓度质量分数 01234 3/24=39552.5kg/h (2)F=原始物料量/24h=949.26×10 已知: X=27.32% X=45% 01 得: W,F×(1, X/ X),39552.5×(1,0.2732/0.45)=15539.74kg/h01 假设各效蒸发水量相等 每效蒸发量W=W=W=W=W/4=15539.74/4=3884.94kg/h1 2 3 4 (3)估算各效蒸汽压强及传热面积: 取第一效加热器的加热温度T=116.6?，查得绝对压强为P180 kPa,=11 末效冷凝器温度T=60.1?，查得绝对压强为P=20 kPa kk(4)计算各效排出液浓度 X=0.2732 X=0.45 01 X=FX/(F,W,W,W)=0.3873 20432 X=FX/(F,W,W)=0.3400 3043 X=FX/(F,W)=0.3030 404 (5)计算各效压强 假设各效的蒸汽压强相等 ΔP=(P,P)/n=(180,20)/4=40kPa k1 P′=180,40=140kPa 1 P′=140,40=100kPa 2 P′=100,40=60kPa 3 由T=60.1?，得最后一效的二次蒸汽温度T′=61.1?(因流动阻力的损失k,4温度1?) 由T′=61.1?， 查表得:P′=21.56KPa 44 查附表十得 T′=109.2? T′=99.6? T′=85.6? T′=61.1?1 2 3 4 二次汽化热: r′=2234.4kJ/kg r′=2259.5kJ/kg 12 r′=2393.9kJ/kg r′=2351.59kJ/kg 34 (6)估算各效沸点升高 2 由经验公式 Δ′=1.78×X+6.22X得各效沸点升高 iii Δ′=2.06? Δ′=1.62? Δ′=1.32? Δ′=1.11? 1234(7)估算各效管路损失 ″=Δ″=Δ″=Δ″=1? Δ1 23 4 T=116.6? T= T′,1=108.2? 121 T= T′,1=98.6? T= T′,1=84.6? 3243 查《化工原理》 上册 三年级上册必备古诗语文八年级上册教案下载人教社三年级上册数学 pdf四年级上册口算下载三年级数学教材上册pdf 附表十得 r=2214.3kJ/kg r=2237.04kJ/kg 12 r=2261.96Kj /kg r=2296.31kJ/kg 34 (8)各效沸点和有效温度差计算 ? 各效沸点: t=T′+Δ′=109.2+2.06=111.26? 11 1 t=T′+Δ′ =99.6+1.62=101.22? 22 2 t=T′+Δ′=85.6+1.32=86.92? 33 3 t=T′+Δ′ =61.1+1.11=62.21? 44 4 ? 各效有效温差:Δt=T,t=116.6,111.26=5.34? 111 Δt=T,t=108.2,101.22=6.98? 222 Δt=T,t=98.6,86.92=11.68? 333 Δt=T,t=84.6,62.21=22.39? 444 总温差: ?Δt=Δt+Δt+Δt+Δt=46.39? 1234 (9)加热蒸汽消耗量及各效蒸发量 由各效焓平衡得: ,Dr(FWWW)C(tt)Wr,,,,,， 11234p21211 ,Wr(FWW)C(tt)Wr,,,,， 1234p32322 ,Wr(FW)C(tt)Wr,,,， 234p43433 ,WrFC(tt)Wr,,， 34p04044 W,W，W，W，W 1234 r—各效加热蒸汽汽化热 i H′—各效二次蒸汽焓 D—各效加热蒸汽消耗量 i Cp—原料液比热 0 Cp—各效料液比热 w 由公式Cp0,1.6×糖的百分比+水比热×水的百分比 t0,60? Cpw水?4.178kJ/kg? 则Cp0,1.6×0.2732+4.178×(1-0.2732),3.47 kJ/kg? Cp4 ,1.6×0.3030+4.178×(1-0.3030),3.40 kJ/kg? Cp3,1.6×0.3400+4.178×(1-0.3400),3.30 kJ/kg? Cp2,1.6×0.3873+4.178×(1-0.3873),3.18 kJ/kg? 代入各数解得: W1,5273.07kg/h W2,4514.82kg/h W3,2975.39kg/h W4,2776.46kg/h D ,5743.24kg/h (10)计算各效传热面积(取k,1500W/m2 ??) S1,Dr1/(3.6kΔt1),5743.24×2214.3/(1500×5.34×3.6),441.02m2 S2,W1r2/(3.6kΔt2),5281.47×2237.04/(1500×6.98×3.6),312.96m2 S3,W2r3/(3.6kΔt3),4520.58×2261.96/(1500×11.68×3.6),161.92m2 S4,W3r4/(3.6kΔt4),2975.15×2296.31/(1500×22.87×3.6),56.51m2 minmax相对偏差 ?S,1-S/S,1-56.51/441.02,0.87，3% 大于规定值故进行重新计算 (11)重新分配有效温差 S,(S1Δt1+S2Δt2+S3Δt3+S4Δt4 )/?Δt ,(441.02×5.34+312.96×6.98+161.92×11.68+56.5×22.39)/46.39 ,165.89m2 Δt1′,Δt1S1/S,441.02×5.34/165.89,14.20? Δt2′,Δt2S2/S,312.96×6.98/165.89,13.17? Δt3′,Δt3S3/S,161.92×11.68/165.89,11.40? Δt4′,Δt4S4/S,56.5×22.39/165.89,7.63? ?Δt′,Δt1′+Δt2′+Δt3′+Δt4′,46.4? (12)重新核算各效浓度及各效沸点升高 X0,0.2732 X1,0.45 X2,FX0/(F-W4-W3-W2),0.3674 X3,FX0/(F-W4-W3),0.3197 X4,FX0/(F-W4),0.2938 由经验公式 Δi′,1.78×Xi+6.22Xi2 得各效沸点升高 Δ1′,2.06? Δ2′,1.49? Δ3′,1.20? Δ4′,1.06? (13)重新核算各效加热蒸汽温度、二次蒸汽温度及各效沸点 T1,116.6? t1, T1-Δt1 ,,102.4? T1,, t1-Δ1 ′,100.34? T2, T1,-1,99.34? t2, T2-Δt2,,95.03? T2,, t2-Δ2 ′,93.54? T3, T2,-1,92.54? t3, T3-Δt3,,87.2? T3,, t3-Δ3 ′,86.00? T4, T3,-1,85.00? t4, T4-Δt4,,76.97? T4,, t4-Δ4 ′,75.91? 查《化工原理》上册附表十得 r1,2214.3kJ/kg r1, ,2257.0kJ/kg r2,2260.5kJ/kg r2,,2275.02kJ/kg r3,2276.8kJ/kg r3,,2293.2kJ/kg r4,2295.9kJ/kg r4,,2321.9kJ/kg Cp0,3.47 kJ/kg? Cp4,1.6×0.2934+4.178×(1-0.2934),3.42kJ/kg? Cp3,1.6×0.3197+4.178×(1-0.3197),3.35kJ/kg? Cp2,1.6×0.3686+4.178×(1-0.3686),3.23kJ/kg? (14)重新核算加热蒸汽消耗量及各效蒸发量 将以上核算后的各数重新代入焓平衡方程组 求得:W1,4406.06kg/h W2,4455.16kg/h W3,3862.77kg/h W4,2815.75kg/h D1,4796.55kg/h (15)重新核算各级传热面积[取k,1500W/m2.?] S1,Dr1/(3.6kΔt1′),4796.55×2214.3/(1500×14.2×3.6),138.51m2 S2,W1r2/(3.6kΔt2′),4406.06×2260.5/(1500×13.17×3.6),140.05m2 S3,W2r3/(3.6kΔt3′),4455.16×2276.8/(1500×11.4×3.6),164.77m2 S4,W3r4/(3.6kΔt4′),3862.77×2295.9/(1500×7.63×3.6),215.25m2 minmaxS/S相对偏差 ?S,1-1-138.51/215.25,0.3565，3% 大于规定值故进行重新计算 (16)重新分配有效温差 S,(S1Δt1′+S2Δt2′+S3Δt3′+S4Δt4′)/?Δt′ ,(138.51×14.2+140.05×13.17+164.77×11.4+215.25×7.63)/46.4 ,158.02m2 Δt1′′,Δt1′S1 /S,138.51×14.2/158.02,13.25? Δt2′′,Δt2′ S2 /S,140.05×13.17/158.02,11.68? Δt3′′,Δt3′ S3 /S,164.77×11.4/158.02,11.89? Δt4′′,Δt4′ S4 /S,215.25×7.63/158.02,10.39? ?Δt′′,Δt1′+Δt2′+Δt3′+Δt4′,46.41? (17)重新核算各效浓度及各效沸点升高 X,0.2732 X,0.45 01 X,FX/(F-W-W-W),0.3802 20432 X,FX/(F-W-W),0.3287 3043 X,FX/(F-W),0.2941 404 2 由经验公式 Δ′,1.78×Xi+6.22Xi得各效沸点升高 i Δ′′,2.06? Δ′′,1.58? 12 Δ′′,1.26? Δ′′,1.06? 34 (18)重新核算各效加热蒸汽温度、二次蒸汽温度及各效沸点 T,116.6? 1 t, T-Δt,,116.6-12.45,104.15? 111 T,, t-Δ′,104.152.06,102.09? 111 T, T,-1,102.09-1,101.09? 21 t, T-Δt,,101.09-11.68,89.41? 222 T,, t-Δ′,89.41-1.58,87.83? 222 T, T,-1,87.83-1,86.83? 32 t, T-Δt,,86.83-11.89,74.94? 333 T,, t-Δ′,74.94-1.26,73.68? 333 T, T,-1,73.68-1,72.68? 43 , T-Δt,,72.68-10.39,62.29? t444 T,, t-Δ′,62.29-1.06,61.23? 444 查《化工原理》上册附表十得 r,2214.3kJ/kg r,,2253.2kJ/kg 11 r,2256.4kJ/kg r,,2290.45kJ/kg 22 r,2292.2kJ/kg r,,2323.19kJ/kg 33 r,2325.15kJ/kg r,,2352.22kJ/kg 44 Cp,3.47kJ/kg? 0 C,1.6×0.2941+4.178×(1-0.2941),3.42kJ/kg? p4 C,1.6×0.3287+4.178×(1-0.3287),3.33kJ/kg? p3 C,1.6×0.3802+4.178×(1-0.3802),3.20kJ/kg? p2 (19)重新计算加热蒸汽消耗量及各效蒸发量: 将以上核算后的各数重新代入焓平衡方程组 求得:W,4879.05kg/h W,4112.17kg/h 12 W,3379.77kg/h W,3168.75kg/h 34 D,5006.52kg/h 1 2(20)重新核算各级传热面积[取k,1500W/m.?] 2S,Dr/(3.6kΔt),5006.52×2214.3/(1500×13.25×3.6),164.90m111 2 S,Wr/(3.6kΔt),4879.05×2256.4/(1500×11.68×3.6),174.55m2122 2S,Wr/(3.6kΔt),4112.17×2292.2/(1500×11.89×3.6),146.81m3233 2S,Wr/(3.6kΔt),3379.77×2325.15/(1500×10.39×3.6),140.06m4344 minmaxS/S相对偏差 ?S,1-,1-140.06/174.55,0.1976>3% (21)重新分配有效温差 S,(SΔt′+SΔt′+SΔt′+SΔt′)/?Δt′ 11223344 ,(164.90×13.25+174.55×11.68+146.81×11.89+140.06×10.39)/46.41 2,157.13m Δt′′,Δt′S /S,164.90×13.25/157.13, 13.90? 111 Δt′′,Δt′ S /S,174.55×11.68/157.13,12.97? 222 Δt′′,Δt′ S /S,146.81×11.89/157.13,11.11? 333 ′′,Δt′ S /S,140.06×10.39/157.13,9.26? Δt444 ?Δt′′,Δt′+Δt′+Δt′+Δt′,47.24? 1234 (22)重新核算各效浓度及各效沸点升高 X,0.2732 X,0.45 01 X,FX/(F-W-W-W),0.3740 20432 X,FX/(F-W-W),0.3274 3043 X,FX/(F-W),0.2970 404 2 由经验公式 Δ′,1.78×Xi+6.22Xi得各效沸点升高 i Δ′′,2.06? Δ′′,1.54? 12 Δ′′,1.25? Δ′′,1.07? 34(23)重新核算各效加热蒸汽温度、二次蒸汽温度及各效沸点 T,116.6? 1 t, T-Δt,,103.53? 111 T,, t-Δ′,103.53-2.06,101.47? 111 T, T,-1,101.47-1,100.47? 21 t, T-Δt,,100.47-12.97,87.50? 222 T,, t-Δ′,87.50-1.54,85.95? 222 T, T,-1,85.95-1,84.95? 32 t, T-Δt,,84.05-11.11,73.85? 333 T,, t-Δ′,73.85-1.25,72.60? 333 T, T,-1,72.60-1,71.60? 43 t, T-Δt,,71.60-9.26,62.34? 444 T,, t-Δ′,62.34-1.07,61.27? 444 查《化工原理》上册附表十得 r,2214.3kJ/kg r,,2254.58kJ/kg 11 r,2257.22kJ/kg r,,2292.88kJ/kg 22 r,2295.30kJ/kg r,,2325.12kJ/kg 33 r,2327.46kJ/kg r,,2352.13kJ/kg 44 Cp,3.47kJ/kg? 0 C,1.6×0.2970+4.178×(1-0.2970),3.41kJ/kg? p4 C,1.6×0.3274+4.178×(1-0.3274),3.33kJ/kg? p3 C,1.6×0.3740+4.178×(1-0.3740),3.21kJ/kg? p2 (24)重新计算加热蒸汽消耗量及各效蒸发量: 将以上核算后的各数重新代入焓平衡方程组 ,4819.58kg/h W,4074.34kg/h 求得:W12 W,3409.05kg/h W,3236.77kg/h 34 D,5577.26kg/h 1 2(25)重新核算各级传热面积[取k,1500W/m.?] 2S,Dr/(3.6kΔt),5577.26×2214.3/(1500×13.90×3.6),164.53m111 2 S,Wr/(3.6kΔt),4819.58×2257.22/(1500×12.97×3.6),155.33m2122 2S,Wr/(3.6kΔt),4074.34×2295.3/(1500×11.11×3.6),155.88m3233 2S,Wr/(3.6kΔt),3409.05×2327.46/(1500×9.26×3.6),158.68m4344 minmax相对偏差 ?S,1-,1-155.33/164.53,0.0559>3%S/S (26)重新分配有效温差 S,(SΔt′+SΔt′+SΔt′+SΔt′)/?Δt′ 11223344 ,(164.53×13.9+155.33×12.97+155.88×11.11+158.68×9.26)/47.24 2,158.82m Δt′′,Δt′S /S,164.53×13.9/158.82,14.40? 111 Δt′′,Δt′ S /S,155.33×12.97/158.82,,12.68? 222 Δt′′,Δt′ S /S,155.88×11.11/158.82,10.90? 333 Δt′′,Δt′ S /S,158.68×9.26/158.82,,9.25? 444 ?Δt′′,Δt′+Δt′+Δt′+Δt′,47.23? 1234 (27)重新核算各效浓度及各效沸点升高 X,0.2732 X,0.45 01 X,FX/(F-W-W-W),0.3748 20432 X,FX/(F-W-W),0.3284 3043 X,FX/(F-W),0.2975 404 2 由经验公式 Δ′,1.78×Xi+6.22Xi得各效沸点升高 i Δ′′,2.06? Δ′′,1.54? 12 Δ′′,1.26? Δ′′,1.08? 34 (28)重新核算各效加热蒸汽温度、二次蒸汽温度及各效沸点 T,116.6? 1 , T-Δt,,102.20? t111 T,, t-Δ′,102.20-2.06,99.41? 111 T, T,-1,99.41-1,98.41? 21 t, T-Δt,,98.41-12.68,86.46? 222 T,, t-Δ′,86.46-1.54,84.92? 222 T, T,-1,84.92-1,83.92? 32 t, T-Δt,,83.92-10.90,73.02? 333 T,, t-Δ′,73.02-1.26,71.76? 333 T, T,-1,71.76-1,70.76? 43 t, T-Δt,,70.76-9.25,61.512? 444 T,, t-Δ′,61.51-1.08,60.43? 444 查《化工原理》上册附表十得 r,2214.3kJ/kg r,,2258.04kJ/kg 11r,2260.55kJ/kg r,,2295.40kJ/kg 22r,2297.92kJ/kg r,,2327.08kJ/kg 33r,2329.42kJ/kg r,,2354.09kJ/kg 44Cp,3.47kJ/kg? 0 C,1.6×0.2975+4.178×(1-0.2975),3.41kJ/kg? p4 C,1.6×0.3284+4.178×(1-0.3284),3.33kJ/kg? p3 C,1.6×0.3748+4.178×(1-0.3748),3.64kJ/kg? p2 (29)重新计算加热蒸汽消耗量及各效蒸发量: 将以上核算后的各数重新代入焓平衡方程组 求得:W,4837.36kg/h W,4013.85kg/h 12 W,3406.13kg/h W,3282.40kg/h 34 D,5619.10kg/h 1 2(30)重新核算各级传热面积[取k,1500W/m.?] 2S,Dr/(3.6kΔt),5619.10×2214.3/(1500×14.40×3.6),160.01m111 2 S,Wr/(3.6kΔt),4837.36×2260.55/(1500×12.68×3.6),159.70m2122 2S,Wr/(3.6kΔt),4013.85×2297.92/(1500×10.9×3.6),156.70m3233 2S,Wr/(3.6kΔt),3282.40×2329.42/(1500×9.2×3.6),158.84m4344 minmax,1-156.7/160.01,0.0207,3%相对偏差 ?S,1-S/S 2符合工程要求 ， 取传热面积S,160.01m 蒸汽经济程度 W/D,15539.74/5619.1,2.77 即:1kg蒸汽可蒸发2.77kg水 以能量守恒为基础建立起来的供热体能的恒等关系而进行的计算。即作用物 能,生物的热能，热损失 下面在物料平衡计算的基础上进行各工序热量(用汽)平衡计算: 3.2.6 异构后加热 料液进温 50? 料液出温 55? 蒸汽进温 147.7? 蒸汽出温 55? 热量损失:3% 3 (1)所需热量: Q,C?m??t,0.9×579.95×10×(55,50) 6 ,2.6×10kcal (2)所需蒸汽量:D,Q(1，3%)/(r，C?t),4.20t 3.2.7 二次浓缩 采用四效蒸发器 (1)用总物料量衡算确定总蒸发量 公式: ,0W,F，(1,) ,1 式中:W—总水分蒸发量(kg) W，W，W，W—各效蒸发量 kg/h 1 23 4 F—原料液流量 kg/h X，X，X，X，X—原料液及各效完成液浓度质量分数 01234 3(2)F,原始物料量/24h,668.87×10/24,27869.58kg/h 已知: X,37.67% X,74% 01 / X),27869.58×(1-0.0.3767/0.74),13682.46kg/h得: W,F×(1- X01 假设各效蒸发水量相等 每效蒸发量W,W,W,W,W/4,13682.46/4,3420.62kg/h1 2 3 4 (3)估算各效蒸汽压强及传热面积: 取第一效加热器的加热温度T,100?，查得绝对压强为101.33 kPa(P)11 末效冷凝器温度T,55.0?，查得绝对压强为p,15.743 kPa kk (4)计算各效排出液浓度 X,0.3767 X,0.74 01 X,FX/(F-W-W-W),0.5962 20432 X,FX/(F-W-W),0.4993 3043 X,FX/(F-W),0.4294 404 (5)计算各效压强 假设各效的蒸汽压强相等 ΔP,(P-P)/n,(101.33-15.743)/4,21.40kPa k1 P′,101.33-21.40,79.93kpa 1 P′,79.93-21.40,58.53kpa 2 P′,58.53-21.40,37.13kpa 3 由T,55?，得最后一效的二次蒸汽温度T′,56?(因流动阻力的损失温44 度1?) 由T′,56?， 查表得:P′,16.89kPa 44 查附表十得 T′,93.18? T′,84.95? T′,72.56? T′,56?1 2 3 4 二次蒸汽焓: r′,2275.36kJ/kg r′,2295.46kJ/kg 12 r′,2318.37kJ/kg r′,2364.29kJ/kg 34 (6)估算各效沸点升高 2 由经验公式 Δ′,1.78×X+6.22X得各效沸点升高 iii Δ′,4.72? Δ′,3.27? Δ′,2.44? Δ′,1.91?1234 (7)估算各效管路损失 ″,Δ″,Δ″,Δ″,1? Δ1 23 4 T,100.0? T, T′-1,92.18? 121 T, T′-1,83.95? T, T′-1,71.58? 3243 查《化工原理》上册附表十得 r,2258.46kJ/kg r,2277.74kJ/kg 12r,2297.88kJ/kg r,2320.90kJ/kg 34 (8)各效沸点和有效温度差计算 ? 各效沸点: t,T,+Δ′,93.18+4.72,97.90? 111 t,T,+Δ′,84.95+3.27,88.22? 222 t,T,+Δ′,72.56+2.44,75.00? 333 t,T,+Δ′,56+1.91,57.91? 444 ? 各效有效温差:Δt,T-t,100.0-97.90,2.10? 111 Δt,T-t,92.18-88.22,3.96? 222 Δt,T-t,83.95-75.00,8.95? 333 Δt,T-t,71.56-57.91,13.67? 444 总温差:?Δt,Δt+Δt+Δt+Δt,28.68? 1234 (9)加热蒸汽消耗量及各效蒸发量 由各效焓平衡得: ,Dr(FWWW)C(tt)Wr,,,,,， 11234p21211 ,Wr(FWW)C(tt)Wr,,,,， 1234p32322 ,Wr(FW)C(tt)Wr,,,， 234p43433 ,WrFC(tt)Wr,,， 34p04044 W,W，W，W，W 1234 r—各效加热蒸汽汽化热 i r′—各效二次蒸汽气化热 D—各效加热蒸汽消耗量 i Cp—原料液比热 0 由公式Cp,1.6×糖的百分比+水比热×水的百分比 0 t,55? Cp?4.176kJ/kg? 水0 则Cp,1.6×0.3767+4.176×(1-0.3767),3.21kJ/kg? 0 C,1.6×0.4294+4.176×(1-0.4294),3.07kJ/kg? p4 C,1.6×0.4993+4.176×(1-0.4993),2.89kJ/kg? p3 ,1.6×0.5962+4.176×(1-0.5962),2.64kJ/kg? Cp2 代入各数解得: W,4054.09kg/h W,3658.27kg/h 12 W,3068.27kg/h W,2901.85kg/h 34 D,4290.83kg/h 2 (10)计算各效传热面积(取k,1500W/m??) 2S,Dr/(3.6kΔt),4290.83×2258.46/(1500×2.10×3.6),406.93m111 2 S,Wr/(3.6kΔt),4054.09×2277.74/(1500×3.96×3.6),431.83m2122 2S,Wr/(3.6kΔt),3658.27×2297.88/(1500×8.95×3.6),173.93m3233 2S,Wr/(3.6kΔt),3068.27×2320.9/(1500×13.67×3.6),96.47m4344 minmax相对偏差 ?S,1-S/S,1-96.47/431.83=0.7766，3% 大于规定值故进行重新计算 (11)重新分配有效温差 S,(SΔt+SΔt+SΔt+SΔt)/?Δt 11223344 ,(406.93×2.10+431.83×3.96+173.93×8.95+96.47×13.67)/28.68 2,189.68m Δt′,ΔtS/S,406.93×2.10/189.68,4.51? 111 Δt′,ΔtS/S,431.83×3.96/189.68,9.02? 222 Δt′,ΔtS/S,173.93×8.95/189.68,8.21? 333 Δt′,ΔtS/S,96.47×13.67/189.68,6.95? 444 ?Δt′,Δt′+Δt′+Δt′+Δt′,28.69? 1234 (12)重新核算各效浓度及各效沸点升高 X,0.74 1 X,FX/(F-W-W-W),0.5755 20432 X,FX/(F-W-W),0.4794 3043 X,FX/(F-W),0.4205 404 2 由经验公式 Δ′,1.78×X+6.22X得各效沸点升高 iii Δ′,4.72? Δ′,3.08? Δ′,2.28? Δ′,1.85?1234 (13)重新核算各效加热蒸汽温度、二次蒸汽温度及各效沸点 T,100.0? 1 t,T-Δt,,100.0-4.51,95.49? 111 T,,t-Δ′,95.49-4.72,90.77? 111 T,T,-1,89.77-1,86.77? 21 t,T-Δt,,86.77-9.02,80.75? 222 T,,t-Δ′,80.75-3.08,77.67? 222 T,T,-1,76.67? 32 t,T-Δt,,76.67-8.21,68.48? 333 T,,t-Δ′,68.48-2.28,66.18? 333 T,T,-1,65.18? 43 t,T-Δt,,65.18-6.95,58.23? 444 T,,t-Δ′,58.23-1.85,56.38? 444 查《化工原理》上册附表十得 r,2258.46kJ/kg r,,2281.22kJ/kg 11r,2283.66kJ/kg r,,2313.25kJ/kg 22r,2315.59kJ/kg r,,2340.52kJ/kg 33r,2342.96kJ/kg r,,2363.28kJ/kg 44Cp,3.21kJ/kg? 0 C,1.6×0.42045+4.176×(1-0.4205),3.09kJ/kg? p4 C,1.6×0.4794+4.176×(1-0.4794),2.94kJ/kg? p3 C,1.6×0.5755+4.176×(1-0.5755),2.69kJ/kg? p2 (14)重新核算加热蒸汽消耗量及各效蒸发量 将以上核算后的各数重新代入焓平衡方程组 求得:W,3936.27kg/h W,3547.47kg/h 12 W,3174.14kg/h W,3024.28kg/h 34 D,4294.23kg/h 1 2(15)重新核算各级传热面积[取k,1500W/m.?] 2S,Dr/(3.6kΔt),4294.23×2258.4/(1500×4.51×3.6),398.21m111 2 S,Wr/(3.6kΔt),3936.27×2283.66/(1500×9.02×3.6),184.55m2122 2S,Wr/(3.6kΔt),3547.47×2315.59/(1500×8.21×3.6),185.29m3233 2,Wr/(3.6kΔt),3174.14×2342.96/(1500×6.95×3.6),198.16mS4344 minmax相对偏差 ?S,1-,1-184.55/398.21,0.5366，3%S/S 大于规定值故进行重新计算 (16)重新分配有效温差 S,(SΔt′+SΔt′+SΔt′+SΔt′)/?Δt′ 11223344 ,(1795.9271+1664.641+1521.2309+1377.212)/28.69 2 ,221.65m Δt′′,Δt′S/S,8.10? 111 Δt′′,Δt′S/S,7.51? 222 Δt′′,Δt′S/S,6.86? 333 Δt′′,Δt′S/S,6.21? 444 ?Δt′′,Δt′+Δt′+Δt′+Δt′,28.68? 1234(17)重新核算各效浓度及各效沸点升高 X,0.74 1 X,FX/(F-W-W-W),0.5793 20432 X,FX/(F-W-W),0.4845 3043 X,FX/(F-W),0.4226 404 2 由经验公式Δ′,1.78×Xi+6.22Xi得各效沸点升高 i Δ′′,4.72? Δ′′,3.12? 12 Δ′′,2.32? Δ′′,1.86? 34(18)重新核算各效加热蒸汽温度、二次蒸汽温度及各效沸点 T,100.0? 1 t,T-Δt,,100.0-8.10,91.90? 111 T,,t-Δ′,91.90-4.72,87.18? 111 T,T,-1,86.18? 21 t,T-Δt,,86.18-7.51,78.67? 222 T,,t-Δ′,78.67-3.21,75.55? 222 T,T,-1,75.55-1,74.55? 32 t,T-Δt,,74.55-6.86,67.69? 333 T,,t-Δ′,67.69-2.32,65.37? 333 T,T,-1,64.37? 43 t,T-Δt,,64.37-6.21,58.16? 444 ,,t-Δ′,58.16-1.86,56.30? T444 查《化工原理》上册附表十得 r,2258.4kJ/kg r,,2289.92kJ/kg 11 r,2292.34kJ/kg r,,2318.21kJ/kg 22 r,2320.55kJ/kg r,,2342.50kJ/kg 33 r,2344.87kJ/kg r,,2363.46kJ/kg 44 Cp,3.21kJ/kg? 0 C,1.6×0.4226+4.176×(1-0.4266),3.09kJ/kg? p4 C,1.6×0.4845+4.176×(1-0.4845),2.93kJ/kg? p3 C,1.6×0.5793+4.176×(1-0.5793),2.68kJ/kg? p2 (19)重新计算加热蒸汽消耗量及各效蒸发量 将以上核算后的各数重新代入焓平衡方程组 求得:W,3858.04kg/h W,3572.45kg/h 12 W,3198.37kg/h W,3053.60kg/h 34 D,4195.19kg/h 1 2(20)重新核算各级传热面积[取k,1500W/m.?] 2S,Dr/(3.6kΔt),4195.19×2258.4/(1500×8.10×3.6),219.61m111 2 S,Wr/(3.6kΔt),3858.04×2292.34/(1500×7.51×3.6),218.08m2122 2S,Wr/(3.6kΔt),3572.45×2320.55/(1500×6.86×3.6),223.78m3233 2S,Wr/(3.6kΔt),3198.37×2344.87/(1500×6.21×3.6),223.64m4344 minmaxS/S相对偏差 ?S,1-,1-218.08/223.78,0.0254,3% 2符合工程要求，取传热面积S,223.78m 蒸汽经济程度W/D,13682.46/4195.19,3.26 即:1kg蒸汽可蒸发3.26kg水 (21)故生产过程总用蒸汽量 ?M,40.65+72.74+61.14+30.38+(4195.19×24+5619.10×24)/1000+6.76,447.21 表3-2 各工段热量平衡数据 项目 压力(kpa) 蒸汽量(t) 项目 压力(kpa) 蒸汽量(t) 调浆 450 40.65 一次浓缩 180 4.20×24 一喷段 450 72.74 离交后热 450 4.20 二喷段 450 61.14 二次浓缩 100.10 5.62×24 灭酶 450 30.38 3.3 水平衡计算 3.3.1 用水项目 ?调浆用水量 ?制备氯化钙、碳酸钠溶液用水 ?一喷后冷却用水 ?闪蒸后冷却用水 ?二脱过滤后冷却用水 ?一次浓缩后冷却用水 ?二脱过滤后冷却用水 ?蒸发汁汽冷凝用水 ?设备洗涤用水 ?其他生活用水 3.3.2 供水项目 ?冷水:各项工艺用水及生活用水可由深水井或自来水提供。 ?冷凝水:各效蒸发罐的冷凝水。 3.3.3 各种水量计算 (1) 调浆加水量 调淀粉乳用水,淀粉乳重-商品淀粉,763.19-283.98,479.21t 配制10%NaCO，溶液用水,13.74-1.374,12.37t 3 配制10%NaOH，溶液用水,13.13×0.9,11.82? 4?配制10%HCl，溶液用水,16.86×0.9,16.26t (2) 第一次浓缩后汁汽冷却用水 M,W(h,h)/c(T,T) 10kh W……二次蒸汽量:3282.40kg/h 2 h……二次蒸汽热焓:2609.15kJ/kg 1 h……二次蒸汽冷凝水热焓:125.69kJ/kg 0 T……冷却水进口温度 :15.5? h T……冷却水出口温度 :30? k C……水的比热:4.183kJ/kg?? 代入解得:M,125029.775kg/h,3000.71t/d (3)一次浓缩后糖液冷却用水 依据蒸发后液重:M,576.24t 物料的比热:0.9kcal/ kg?? 冷却水的比热:l.0kcal/ kg?? 冷却水进口温度:15.5? 冷却水出口温度:50? 物料进口温度:57? 物料出口温度:102.31? W,CM(T,T)/C水(t,t) 料1221 3,0.9×576.24×10×(102.31,57)/4.183×(50-15.5),163.33t (4)第一次二脱过滤后冷却用水 物料进温:80? 物料出温:50? 冷却水进温:15.5? 3冷却水出温:50? 料液量:M,909.28×10kg W,CM(T,T)/C水(t,t) 料1221 ,0.9×909.28×(80,50)/4.183×(50-15.5),136.09t (5)第二次二脱过滤后冷却用水 物料进温:80? 物料出温:50? 冷却水进温:15.5? 3冷却水出温:50? 料液量:M,640.52×10kg W,CM(T,T)/C水(t,t) 料1221 ,0.9×640.52×(80,50)/4.183×(50-15.5),95.87t (6)第二次浓缩后汁汽冷却用水 ,h)/c(T,T),3053.60×(2602.89-125.69)/4.183×(30-15.5),M,W(h10kh 124714.62kg/h,2993.15t/d (7)设备冲洗用水 1? 板框脱色过滤总冲水量 M,41.36+43.30+29.17+30.50,144.33t 1 2? 离交冲水量 M,45.20+31.85=77.05t 3? 其他设备用水:用量约为物料的3% 即:M,777.08×3%,23.31t (8)活用水 用量约为物料的2% M,777.08×2%,15.54t ?M,7169.04t 由于每日用水巨大，考虑经济节约，除冷却水外，其余均采用循环水，根据各工段用水温度的不同，针对循环水的温度分别再利用，生活用水和设备洗涤均采用温水。 表3-3各工段水平衡数据 项目 水来源 用水量(t) 项目 水来源 用水量(t) 调浆用水 新鲜 479.21 二次汁气冷却 循环水 2993.15 配NaCO 新鲜 12.37 离交用水 新鲜 77.05 23 配盐酸用水 新鲜 16.26 板框用水 新鲜 144.33 配制NaOH 新鲜 11.82 其他设备用新鲜 23.31 水 一次汁气循环水 163.33 生活用水 新鲜 15.54 冷却 二脱过滤循环231.96 总用水量 7169.04 冷却 水 3.4 设备选型 3.4.1 蒸发罐的结构设计 通过蒸发工段物料、汽平衡的计算，本次设计选取的蒸发罐为四效等面积降膜蒸 2发器，每效的传热面积为160.01 m (1) 管子的选择与排列 ?规格的选择 管子直径和长度的选取对换热的效果和换热器的造价有直接的影响。在条件保持不变的情况下，管径越小越有利于传热，但是管径过小会给清洗，安装和维修带来困难。综合考虑下，本设计采用Φ40×2，长为8m不锈钢管。材料为Crl8Ni9Ti(CB2270-84)管子长径比L/D=8000/36=222，100所以合格。 ?管子的排列 管子在管板上排列有三种形式:正方形、正三角形和同心圆排列，因为在一定的管板面积上三角形排列最多，因此选择正三角形排列。 a.各效的布管数 为安全起见S=S×1.2 1 故取213根 b.管心距的确定 确定管心距既要考虑结构紧凑性、传热效率，又要考虑管板强度和清洗空间及管子在管板上的固定影响，对于正三角形排列，管心距应大于或者等于管子直径的1.285倍。 所以管心距=40×1.25=50mm，取50mm。 (2) 各壳体内径确定 D=a(n,1)+4d ic0 其中:a……相邻两管中心距mm n……管束中心线上的管数 c d……管外径mm 0 0.5n=1.1(213)=16.05根，取17根 c D=50×(17-1)+4×40=960mm，取1000mm 1 (3) 壳体壁厚的确定与校验 2壳体材料取Crl8Ni9Ti(CB2270-84)，设计的温度为116.6?，设计压力为2kg/cm，假设属于短圆筒 ? 壁厚的确定: 壳体材料由经验选为 Crl8Ni9Ti，由公式 式中:……加热室或蒸发室壁厚mm D……壳体内径，取1000mm 1 2 p……操作压力，取1.84kg/cm m……稳定系数，Crl8Ni9Ti制成壳体m=3 H……管体长度，取6000mm 62 E……弹性模数，取2×l0kg/cm C……腐蚀裕度，由介质对材质的均匀腐蚀速率与容器设计寿命决2 定，即C=K?β由于材质是不锈钢，则腐蚀速率K=0，即C=01221 C……钢板负偏差，,般C=0.3,1mm，取0.3mm12 将已知数据代入公式: ,取18mm ? 计算临界长度 (L)及校验 cr 0.5由《化工容器》得:L=l.l8D×(D/S) cr11 式中: D……壳体内径 1 S……计算出的璧厚 0 0.5L=1.18×1000×(1000/18)=8795.20mm,8000mm与假设相符cr 各效外径为D=D+2S=1000+2×18=1036mm 10 ? 确定封头尺寸 本设备采用椭圆形标准封头 根据《化工设备手册》P页查得 466 K与成比例 因为是椭圆标准封头，所以K=1，则 =D/4=1000/4=250 封头的h11 椭圆封头的直边高度h取40mm 0 椭圆形封头厚度与其连接的圆筒体壁厚相等，即=17mm。 (4) 管板厚度的确定 管板的厚度取决于下列条件:在胀管时能很好地调定管子;承受预定的压力时，不锈钢不影响相邻管板管型以防引起胀管渗漏;胀管厚能维持管板形状而不变形;当承受蒸汽压力而产生的附加载荷作用时，其强度有保证。 从胀管的可靠性来看，管板厚度可用最小截面积来计算。为了保证胀管后达到不 2渗透的要求具经验，管间的截面积f不能小于最小值f最小=190mm (查《糖厂技术装备》P),管板截面积f的计算如下: 232 f=(a,d)S 0 式中:a…… 相邻管心距:52mm d……管子外径:40mm 0 S…… 管板厚度f=(52-40)×16=192 S=f/(a,d)+C 0 式中: C……腐蚀裕度，一般取C=4mm S=f/(a,d)+C=190/(52,40)+4=19.83mm,取20mm。 最小最小0 板厚此计算值大，主要考虑到受热时的内应力和面积的大小而采用的管子和管板之间采用不开槽胀缓，这样可保证连接紧密可靠，又起到密封作用。 (5) 上下不凝汽排出管 上部、下部不凝汽管的排出管均选用Φ25×2钢管，上部设置在距上管板130mm处，下部设置距下管板280mm处。 (6) 冷凝水排出管 冷凝水排出管直径选择应保持水的流速不大于0.6m/s，选取第二效计算，根据蒸汽和冷凝水质量流量相等，距下管板50mm处，尽量靠近管板，且符合化工设备焊接要求。 则d=37.69mm (7) 封头于筒体连接 上封头于筒体间连接采用快开盖法兰螺栓，回转螺栓M20×100 (8) 支座 采用支撑式支座，支撑罐体，支座尺寸按标准选取，查《材料与零部件》用B 型，尺寸见组装图。 3.4.2 其它设备计算 (1) 淀粉乳罐 所以Φ5×8m 取2个 (4) 碳酸钠贮罐 Φ 2×2m 取1个 (5) 液化酶贮罐 Φ 0.4×0.6m取1个 (4) 调浆罐 Φ 5×8m 取2个 (5) 闪蒸罐 蒸发水量:69.93吨 每秒蒸发: 33 取Vs=1.5m/s?m 3 闪蒸系统体积=蒸发水量/Vs=1.37/1.5=0.80m 闪蒸系统高径比去，则有 D=1.01m， 取D=1.1m, H=1.7m (6) 层流罐:液化时间为2h 料液流量: 液化罐个数: 所以Φ 1.5×6m取6个 (7) 盐酸贮罐 Φ 1.5×3m取1个 (8) 糖化酶贮罐 Φ 0.4×0.5m 取1个 (9) 糖化罐 Φ 5×10m取6个 (10) 一脱罐 Φ 5×8m取2个 (11) 二脱罐 Φ 5×8m取2个 (12) 离交前罐 Φ 5×8m取2个 (13) 离交后罐 Φ 5×8m取2个 (14) 混稀罐 Φ3×6m 取2个 (15) 成品罐同混稀罐Φ 3×6m 取2个 (16) 调浆用的板框换热器 (17) 液化后冷却用的板框换热器 (18) 灭酶时板框换热器 (20) 二次脱色与离交之间的板框换热器 第4章 人员配备及经济核算 4.1 人员配置 根据生产能力和岗位需要，工厂各车间人员、行政人员、辅助人员等定员情况如表4-1、表4-2、表4-3。 表4-1车间生产定员表 序号 岗位 班次 人数 1 经理 1 1 2 带班长 4 4 3 调浆液化 4 4 4 糖化 4 4 5 脱色过滤 4 12 6 离交 4 8 7 浓缩 4 4 8 异构 4 4 9 维修 4 8 10 化验 4 12 11 其他 4 4 合计 65 表4-2行政组织人员 部门 人数 部门 人数 行 政 4 设 备 2 物流中心 2 劳 资 1 销售 计划 项目进度计划表范例计划下载计划下载计划下载课程教学计划下载 2 文 秘 1 财 务 2 档 案 1 合计 15 表4-3辅助人员 序号 工种 班次 人数 1 电 工 4 8 2 运 输 1 5 3 锅炉工 4 4 4 门 卫 4 4 5 清洁工 1 2 6 食堂人员 1 6 合计 29 工厂正副厂长、车间主任各一名，合计全厂人员共109人。 4.2 经济核算 本设计进行了以下经济核算，水、电、汽配套负荷及厂房面积、投资概算、经济技术分析分别见表4-4、表4-5、表4-6。 表4-4 水、电、汽配套负荷及厂房面积 序号 项目 负荷及厂房面积 1 水 298.71t/h 2 汽 18.64t/h 3 厂房 72m×42m×12m 表4-5 投资概算 序号 项目 金额(万元) 1 主要设备 600 2 管道阀门等 25.5 3 安装费(5%) 25 4 技术转让费 70 5 水 130 6 电 140 7 安装电控 20 8 空气净化 20 合计 1030.5 表4-6 经济技术分析按333吨/日果葡糖浆核算 序号 项目 单价(元/吨) 单耗/吨 金额(元/吨) 1 淀粉 3000 0.85t/t 2550 2 活性炭 5000 47.49kg/t 237.45 3 淀粉酶 116667 0.67kg/t 78.17 4 糖化酶 250000 0.37kg/t 92.5 5 盐酸 550 5.04kg/t 2.77 6 氢氧化钠 2000 3.94kg/t 7.88 8 电 1.0元/kwh 120kwh/t 120 4.2.1 年消耗费用 ?耗电量:120kwh/t单耗/吨(按333.33吨/日果葡糖浆)，单价为1元/kwh 则费用,1×120×100000,12000000元 ?耗水量:生产总用水量7169.04吨 则费用,0.6×7169.04×300,1290427.2元 ?耗汽量:耗汽量18640/h;1公斤的水转变170?蒸汽需要汽化潜热490.6 kcal/kg Q,490.6×18640,9144784kcal/h 9144784煤消耗量,,1524.13 kg/h 6000 则总耗煤量: 1524.13×24×300,10973736kg,10973.74t 则费用,450×10973.74,4938183元 ?总费用,12000000+1290427.2+4938183,18228610.2元 4.2.2 月利润的计算 每日可生产果葡糖浆333.33t 则每日销售额,333.33×5000,1666650元 扣除原料费和水电费， 得每日的收入,1666650-(18228610.2?300),1605887.97元 则一个月按28天计，则每月的收入,1605887.97×28,44964836.16元 全厂职工109人平均工资1600元/月 109×1600,174400元 每月实验经费为利润的3%:44964836.16×3%,1348945.09元 上缴利税 :纯利润的10% 每月广告费:60000元 每月福利费:80000元 设备投入费用:1000万元 设备折旧及维修费用 50000元/月，分十年折旧。 则每月的纯利润, (44964836.16-174400-1348945.09-60000-80000-10000000-50000)×(1-10%) ,38971341.96元,2897.71万元 4.2.3 投资的回收 工厂总投资建筑费用:20000万元。 设备投入费用:3000万元。 资金回收期,(20000+3000)/2897.71,7.94月。 第5章 三废处理方案 5.1 废气的处理 本厂排放的废气绝大部分是蒸发时产生的不凝结汽，还有提供热和发电时燃煤时所释放的CO、SO等气体。对此，在废气排放前要经过检测，如不符合标22 准，则需经过净化除尘处理，在达到环保要求标准后再排放至大气中。 5.2 废水的处理 本厂排放出的废水主要来源于离交产生的的废酸，废碱，洗涤用水，及其他一些冷却水。由于这些水中有时含有少量的蛋白质和糖或其他有机和无机物，如果直接排放到自然界中会造成环境污染，因此对含有糖液的废水进行BOD厌氧发酵，对其他的废水进行净化处理，直至符合废水排放标准再排放。同时在生产过程中，要注意水循环利用，节约用水，降低生产成本，达到最高的利用率。 5.3 废渣的处理 大部分是由板框过滤产生，主要含有蛋白质，矿液，脂肪，纤维素，活性碳，其中蛋白质、纤维素等卖给附近饲料厂制作饲料;活性碳占大部分，可以再生，对不可以再生的可用作燃料。 参考文献 [1] 杨海军(果葡糖浆的特性及应用[J](食品科学, 2002, 23(2):154. 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Am.j.clinical Nutrition， 2004，79:537-543( [11] 周中凯(酶促水解蔗糖生产过葡糖浆新工艺[J](中国甜菜糖业，1998(5): 40-42( 附录 设备一览表 数量 设备名称 规格 材料 应用对象 电机功率 单价(万元) Ф3600×6000 不锈钢 调制淀粉乳 6 调浆罐 4 4 3淀粉乳输送泵 6.7m/h 20m 不锈钢 输送淀粉乳 3 11 0.2 氯化钙储罐 Ф1000×1000 不锈钢 贮存氯化钙 1 0.7 氯化钙计量泵 30L/h 10m 不锈钢 输送氯化钙 1 7 0.5 不锈钢 碳酸钠贮罐 Ф1000×1000 不锈钢 贮存碳酸钠 1 0.7 碳酸钠计量10L/h 10m 不锈钢 输送碳酸钠 1 5 0.2 泵 液化酶罐 Ф280×500 不锈钢 贮存液化酶 1 0.003 液化酶计量1.4L/h 10m 不锈钢 输送液化酶 1 6 0.02 泵 配料罐 Ф2600×6000 不锈钢 喷射回流及4 11 3 暂存 3一喷输料泵 2.5m/h 20m 不锈钢 输送淀粉乳 2 11 0.15 一级液化器 3500kg/h 不锈钢 喷射液化 1 5 承压罐 Ф1000×5000 不锈钢 暂存降温 3 1.4 层流罐 Ф1000×5500 不锈钢 液化 5 2 二级液化器 4000kg/h 不锈钢 灭液化酶 1 3.2 高温维持罐 Ф1000×5000 不锈钢 灭酶维持 1 2.3 闪蒸罐 Ф1500×3000 不锈钢 降温，浓缩 1 3.5 3.3 糖化罐 Ф2600×6000 不锈钢 贮存糖化 12 7.5 2 糖化酶罐 Ф350×500 不锈钢 贮存糖化酶 1 0.06 糖化酶计量1L/h 10m 不锈钢 输送糖化酶 1 6 0.15 泵 盐酸贮罐 Ф200×400 A衬胶 贮存盐酸 1 0.008 3 氢氧化钠贮Ф200×200 A衬胶 贮存氢氧化1 0.004 3 罐 钠 3糖化液输送3m/h 10m 不锈钢 去除渣过滤 2 37 0.008 泵 糖化灭酶喷4000kg/h 不锈钢 灭糖化酶 1 6 射器 一脱罐 Ф2000×6000 不锈钢 一次脱色 2 2.8 3一次脱色泵 3m/h 20m 不锈钢 送往一脱板2 16.5 0.009 框 二脱罐 Ф2000×6000 不锈钢 二次脱色 2 2.8 3二次脱色泵 3m/h 20m 不锈钢 送往二脱板2 16.5 0.009 框 板框 1.5m×5.0m 不锈钢 过滤 9 0.2 调碳罐 Ф1500×2000 不锈钢 调配活性炭 4 3 0.003 3炭浆输送泵 0.08m/h 不锈钢 输送活性炭 2 11 1.3 20m 离交前罐 Ф2000×6000 不锈钢 暂存 3 0.009 3离交供料泵 3m/h 20m 不锈钢 供料 2 7.5 2 阳离子交换Ф1500×4500 不锈钢 离子交换 10 2 柱 阴离子交换Ф1500×4500 不锈钢 离子交换 7 2 柱 浓酸罐 Ф2000×4000 A衬胶 贮存浓酸 1 0.8 3 浓碱罐 Ф2000×4000 A衬胶 贮存浓碱 1 0.8 3 废酸罐 Ф2000×4000 A衬胶 贮存废酸 1 0.8 3 废碱罐 Ф2000×4000 A衬胶 贮存废碱 1 0.8 3 去离子水罐 Ф2000×4000 不锈钢 贮存去离子4 3 水 异构前调配Ф2800×5500 不锈钢 调配葡萄糖3 3 罐 浆 异构化柱 Ф1800×4500 不锈钢 葡萄糖异构10 3 化 亚硫酸氢钠Ф200×400 不锈钢 贮存 1 0.008 贮罐 硫酸镁贮罐 Ф200×400 不锈钢 贮存 1 0.008 离交后罐 Ф2000×6000 不锈钢 暂存 5 6.0 1.3 蒸发器 Ф6000×8600 不锈钢 蒸发浓缩 4 100 44 2板式换热器 43.6 M 换热 3 7 257.6 M 233.18 M 成品罐 Ф2000×5000 不锈钢 贮存成品 8 1.1 致 谢 经过这两个多月的努力，我终于完成了大学中的最后一份答卷。在大学四年里，在各位老师、同学和朋友的关心支持熏陶鼓励下，使我在学习能力和思想上都受益非浅。 在本论文的写作过程中，余世锋、王文侠和张慧君老师倾注了大量的心血，从选题到开题报告，一遍又一遍的指出论文中存在的具体问题，严格把关，循循善诱，在此我表示衷心感谢。同时我还要感谢在我学习期间给我极大关心和支持的王文侠老师及本院的专业老师以，还有关心我的同学和朋友。 完成了毕业论文，是一种生活的结束，又是新生的开始。作为一名齐齐哈尔大学的学生我感到荣幸，在今后的工作中我会努力把母校的优良传统发扬光大。最后感谢所有任课老师和周边的同学在这四年来给自己的指导和帮助。在这里，在这期间，我学会了如何学习、如何做人，在此向他们表示我由衷的谢意，祝所有的老师工作顺利，培养出越来越多的优秀人才，桃李满天下～祝愿我的同学前程似锦～