麦芽糊精工艺计算模板

第4章 工艺计算

4.1 物料衡算

已知：糊精收率（商品淀粉转化率）96%；

糊精DE=18； 淀粉含水量：14%；

理论绝干淀粉转化为绝干糊精转化率：102%； 实际转化率：96%；

日产糊精：333.33（一年按300天计算）； 糊精含水量：5%； 损失：6%

4.1.1 调浆工段

根据调乳水温15.5℃查表： 淀粉乳浓度：32%； 密度：1169.6kg/m3； CaCl2用量：0.15%；

10êCl2溶液浓度：1083.5 kg/m3 Na2CO3用量：1.8kg/t淀粉乳； 10%Na2CO3溶液浓度：1102.9 kg/m3 耐高温α-淀粉酶用量：0.6kg/t 干淀粉pH：5.5～6.0。

333.33?1000?(1?5%) =310454.41kg

10210454.41（2）日处理湿淀粉量==360993.5 kg

1?1410454.41（3）淀粉乳重==970170.03 kg

32?0170.03（4）淀粉乳体积==829.49m3

1169.6（5）CaCl2用量=淀粉乳重×0.15%=970170.03×0.15%=1455.26 kg

1455.26（6）10% CaCl2用量==14552.6kg

10552.6（7）10% CaCl2体积==13.43 m3

1083.5（1）日处理绝干淀粉量=

（8） Na2CO3用量=

淀粉乳重970170.03?1.8=?1.8=1746.31kg

100010001746.31=17463.1kg 10463.1（10）10% Na2CO3体积==15.83 m3

1102.9（11）加酶量=日处理绝干淀粉量×0.6×10-3＝310454.41×0.6×10-3＝186.27kg

（9）10% Na2CO3用量=

（12）加水量=970170.03-310454.41=659715.62kg

（13）固形物量=日处理绝干淀粉量+ CaCl2用量+ Na2CO3用量+加酶量

=310454.41+1455.26+1746.31+186.27=313842.25kg

（14）料液量=淀粉乳重+10% Na2CO3用量+10% CaCl2用量+加酶量

=970170.03+14552.6+17463.1+186.27=1002372kg （15）锤度（DS）=

固形物量313842.25==31.31% 1002372料液量4.1.2 液化工段

工艺参数：

蒸汽喷射压力：4.0 kg/m3 蒸汽温度：142.8℃ 淀粉乳比热：0.9kcal/kg·℃ 饱和蒸汽比热：1kcal/kg·℃ 汽化潜热：511.24 kcal/kg·℃ 一喷温度：105±1℃ 二喷温度：125±1℃ 液化液比重：1106kg/ m3 热量损失：3% 物料损失：1% 淀粉乳初温：50℃ 液化后化学增重：102% 一次喷射：

（16）所需热量Q1=CM（t1-t2）=0.9×料液量×（105-50）

=0.9×100237.2×55=49617414kcal/kg （17）所需蒸汽量D1=

所需热量49617414==90371.21kg

r?c△t511.24?(142.8?105)（18）蒸汽实量=所需蒸汽量D1×（1+0.03）=93082.35kg

（19）料液量=蒸汽实量+料液量（14）=1095454.35kg

二次喷射：

（20）所需热量Q2=CM（t2-t3）=料液量（19） ×0.9×（125-105）=19718178.3kcal/kg （21）所需蒸汽量D2=

所需热量19718178.3==37271.62kg

529.04r?c△t（22）蒸汽实量=D2×（1+0.03）=38389.77kg

（23）料液量=料液量（19）+ 蒸汽实量=1095454.35+38389.77=1133844.12kg （24）液化过程蒸汽喷射量=蒸汽实量（18）+蒸汽实量（22）=131472.12kg （25）锤度（DS）=闪蒸：

（26）释放热量Q放=G二喷物料×C水×（t2-t0）

＝113384.412×4.1868×（125-100）＝118679464 kcal/kg

118679464（27）自蒸发水量==52550.24kg

2258.4固形物量313842.25==27.68%

料液量(23)1133844.124.1.3 过滤

糖损失：0.5%，固形物损失：0.5%

（28）糖量=固形物量×18%=31384.225×0.18=56491.61kg （29）糖损失量=56491.61×0.5%=28.25g （30）固形物损失=313842.25×0.5%=156.92kg （31）固形物量=313842.25-28.25-156.92=313657.08kg

（32）料液量=料液量（23）－糖损失量-固形物损失-自蒸发水量

=1133844.12-28.25-156.92-52550.24=1081108.71kg （33）锤度（DS）=

固形物量(31)313657.08==29.01%

料液量(32)1081108.71（34）溶剂量=1081108.71-313657.08=767451.63kg

4.1.4 精制

一次脱色：依据：加旧炭0.5%，固形物损失0.5%，固形物糖损失0.5% （35）加炭量=固形物量（31） ×0.5%=313657.08×0.5%=1568.29kg （36）固形物量=313657.08+1568.29=315225.37kg

（37）物料总量=料液量（32）+加炭量=1081108.71+1568.29=1082677.0kg

1082677（38）体积==967.54m3

1119（39）实际固形物量=固形物量（36） ×（1-1%）=312073.12kg

（40）洗水量=（实际固形物量+溶剂量）×1%=10795.25kg （41）过滤后料液量=洗水量+溶剂量+实际固形物量

=10795.25+767451.63+312073.12=1090320.01kg （42）锤度（DS）=

实际固形物量312073.12==28.62%

过滤后料液量1090320（43）实际还原糖量=（糖量-糖损失）×（1-0.5%）=56181.04kg 二次脱色：

（44）加炭量=实际固形物量×0.5%=312073.12×0.5%=1560.37kg （45）固形物量=312073.12+1560.37=313633.49kg

（46）物料总量=过滤后料液量+加炭量=1090320.0+1560.37=1091880.37kg （47）实际固形物量=实际固形物量（39） ×（1-1%）=308952.39kg （48）洗水量=（实际固形物量+溶剂量+洗水量（40））×1%

=（308952.39+767451.63+10795.25） ×1%=10871.99kg （49）过滤后料液量=洗水量（48）+溶剂量+实际固形物量+洗水量（40） =10871.99+767451.63+308952.39+10795.25=1098071.26kg （50）实际还原糖量=56181.04×0.995=55900.13kg （51）锤度（DS）=

实际固形物量(47)308952.39==28.14%

过滤后料液量(49)1098071.264.1.5 离子交换

进料浓度：28.14% 出料电导率≤100

精制工段的料液损失：1.5%

（52）离交后的糖量=实际还原糖量（50） ×0.985=55900.13×0.985=55061.63kg （53）离交后固形物量=实际固形物量（47） ×0.985 =308952.39×0.985=304318.10kg

55061.63（54）DE（%）==18.09%

304318.1（55）含水量=1098071.26-308952.39=789118.87kg （56）洗水量=（含水量+离交后固形物量）×1%

=（789118.87+302773.34）×1%=10918.92kg

（57）料液量=含水量+离交后固形物量+洗水量=1104355.89kg （58）锤度（DS）=

离交后固形物量304318.1==27.56% 1104355.89料液量(57)4.1.6 蒸发浓缩

进料浓度：27.56% 出料浓度：50% 固形物无损失 （59）料液量=

离交后固形物量304318.1==608636.2kg

50P%（60）含水量=料液量-离交后固形物量=304318.10kg

（61）蒸发水量=含水量（55）+洗水量-含水量（60）=495719.69kg

4.1.7 喷雾干燥

进料浓度：50% 出料浓度：95% 固形物损失：2.5%

（62）固形物量=离交后固形物量×（1-2.5%）=304318.10×0.975=296710.15kg

固形物量296710.15（63）产品量===312326.47kg

95?%（64）产品实际得率=

固形物量296710.15==95.57%

日处理绝干淀粉量310454.414.2 热量衡算

4.2.1 蒸发工段

由于蒸发水量不是很大，故采用四效逆流降膜式蒸发器，用总物料量横算确定总蒸发量。

x0） x1第一效加热蒸汽温度为120.2℃，查表得绝对压强为200kPa。

公式：W=F×（1-

末效冷凝器温度为60.1℃，查表得绝对压强为20kPa。 进料量F=

料液量(57)1104355.89==46014.83kg/h

2424总蒸发量及各效蒸发水量计算

x027.56%W=F×（1-）=4583.844×（1-）=20651.46kg/h

x150%假设各效蒸发水量相同，即：

W20651.46==5162.86kg/h 44计算各效排液浓度

W1=W2=W3=W4=

X1=0.5

FX046014.83?27.56%==0.42

F?W4?W3?W246014.83-5162.86?3FX0X3==0.36

F?W4?W3FX0X4==0.31

F?W4计算各效蒸汽压强：假设蒸汽通过各效压强降相等

Pi?Pk200?20△Pi===45 kPa

n4△P1=200-45=155 kPa

X2=

△P2=155-45=110 kPa △P3=110-45=65 kPa

由Tk=60.1℃得知最后一效二次蒸汽温度T4=61.1℃，查表得： △P4=21.56 kPa 查表得：

T1'=112.05℃，T2'=102.05℃，T3'=87.75℃，T4'=61.1℃

各效沸点升高计算，由经验公式：△i=1.78Xi+6.22Xi2 得各效沸点升高 T1=120.2℃， T2=111.05℃， T3=101.05℃， T4=86.75℃ 查表得：

r1=2204.6kJ/kg r1'=2226.8kJ/kg r2=2229.4kJ/kg r2'=2253.2kJ/kg r3=2255.7kJ/kg r3'=2288.6kJ/kg r4=2291.0kJ/kg r4'=2351.6kJ/kg 各效沸点和有效温差计算

公式：Cp0=1.6×糖的百分比+C水×水的百分比 T0=60℃，Cpw水=4.178kJ/kg·℃

Cp0=1.6×0.2756+4.178×0.7244=3.47kJ/（kg?℃） Cp2=1.6×0.42+4.178×0.58=3.10 kJ/（kg?℃） Cp3=1.6×0.36+4.178×0.64=3.25 kJ/（kg?℃） Cp4=1.6×0.31+4.178×0.69=3.38kJ/（kg?℃） 一效：t1=T1'+△1'=112.05+2.45=114.5℃ 二效：t2=T2'+△2'=102.05+1.84=103.89℃ 三效：t3=T3'+△3'=87.75+1.45=89.20℃

四效：t4=T4'+△4'=61.10+1.15=62.25℃ 有效温差

△t1=T1-t1=120.2-114.5=5.7℃ △t2=T2-t2=111.05-103.89 =7.16℃ △t3=T3-t3=101.05-89.20=11.85℃ △t4=T4-t4=86.75-62.25=24.5℃ ∑△t=△t1+△t2+△t3+△t4=5.7+7.16+11.85+24.5=49.21℃ 对各效焓平衡得

Dr1=（F-W2-W3-W4）Cp2（t1-t2）+W1r1’ W1r2=（F-W3-W4）Cp3（t2-t3）+W2r2’ W2r3=（F-W4）Cp4（t3-t4）+W3r3’ W3r4=FCp0（t4-t0）+W4r4’ 代入数值解得：

W1=5510.99kg/h，W2=4666.96kg/h，W3=4599.83kg/h， W4=4328.52kg/h D=6050.16kg/h

求传热面积：（取K=2000W/（m2?℃））

Dr16050.16?2204.6S1===325.00m2

3.6K?t13.6?2000?5.7W1r2S2==238.33m2

3.6K?t2W2r3S3==123.39m2

3.6K?t3W3r4S4==59.74m2

3.6K?t4Smin59.74相对偏差εs=1－=1－＞3%，故进行第二次核算

Smax325.00重新分配有效温差

325.00?5.7?238.33?7.16?123.39?11.85?59.74?24.5S==131.78m2

49.21S1325238.33?5.7=14.06℃， △t2'=?7.16=12.95℃ △t1'=?t1=

S131.78131.78123.395.9.74?11.85=11.10℃， △t4'=?24.5=11.11℃ △t3'=

131.78131.78∑△t'= 14.06+12.95+11.10+11.11=49.22℃ 重新核算各效浓度及各沸点升高 X1=0.5

FX046014.83?27.56%==0.39

F?W4?W3?W246014.83-4328.52-459.83-4666.96FX046014.83?27.56%X3===0.34

F?W4?W346014.83?4328.52?4599.83FX046014.83?27.56%X4===0.30

F?W446014.83?4328.52X2=

由经验公式△i=1.78Xi+6.22Xi2，得各效沸点升高 △1，=1.78×0.5＋6.22×0.52＝2.45℃ △2，=1.78×0.39＋6.22×0.392＝1.64℃ △3，=1.78×0.34＋6.22×0.342＝1.32℃ △4=1.78×0.30＋6.22×0.302＝1.09℃

，

重新核算各效加热蒸汽温度，二次蒸汽温度及各效沸点

T1=120.2℃， t1=T1-△t1'=120.2-14.06=106.14℃， T1'=t1-△1'=103.69℃ T2=102.69℃，t2=T2-△t2'=102.69-12.95=89.74℃， T2'=t2-△2'=88.10℃ T3=87.1℃， t3=T3-△t3'=87.10-11.10=76℃， T3'=t3-△3'=74.68℃ T4=73.68℃， t4=T4-△t4'=73.68-11.11=62.57℃， T4'=t4-△4'=61.48℃ 查表得：

r1=2204.6kJ/kg r1'=2248.81kJ/kg r2=2283.55kJ/kg r2'=2287.70kJ/kg r3=2290.12kJ/kg r3'=2320.25kJ/kg r4=2322.59kJ/kg r4'=2351.64kJ/kg 各效沸点和有效温差计算

公式：Cp0=1.6×糖的百分比+C水×水的百分比 T0=60℃，Cpw水=4.178kJ/kg. ℃

Cp0=1.6×0.2756+4.178×0.7244=3.47 kJ/（kg·℃） Cp2=1.6×0.39+4.178×0.61=3.17 kJ/（kg?℃） Cp3=1.6×0.34+4.178×0.66=3.30kJ/（kg?℃） Cp4=1.6×0.30+4.178×0.70=3.40kJ/（kg?℃） 将以上数值带入焓平衡方程解得：

W1=6540.20kg/h， W2=5337.40kg/h， W3=4445.46kg/h， W4=4216.05kg/h D=7426.34kg/h

求传热面积：（取K=2000W/（m2?℃））

2204.6?7426.34S1==161.73m2

3.6?2000?14.062283.55?6540.2S2==146.15m2

3.6?2000?12.955337.4?2290.12S3==152.94m2

3.6?2000?11.102322.59?4445.46S4==129.08m2

3.6?2000?11.11Smin129.08相对偏差εs=1－=1－＞3%，故进行第三次核算。

Smax161.73重新分配有效温差

14.06?161.73?12.95?14.6.15?11.10?152.94?11.11?129.08=148.28m2

49.22S1161.73146.15?14.06=15.34℃， △t2''=?12.95=12.76℃ △t1''=?t1'=

S148.28148.28152.94129.08?11.10=11.45℃， △t4''=?11.11=9.67℃ △t3''=

148.28148.28∑△t''= 15.34+12.76+11.45+9.67=49.22℃

S=

重新核算各效浓度及各沸点升高 X1=0.5

FX046014.83?27.56%==0.40

F?W4?W3?W246014.83-4216.05-4445.46-5337.4FX046014.83?27.56%X3===0.34

F?W4?W346014.83?4216.05?4445.46FX046014.83?27.56%X4===0.30

F?W446014.83?4216.05由经验公式：△i=1.78Xi+6.22Xi2 得各效沸点升高

X2=

△1，=1.78×0.5＋6.22×0.52＝2.45℃ △2，=1.78×0.40＋6.22×0.602＝1.71℃ △3，=1.78×0.34＋6.22×0.342＝1.32℃ △4，=1.78×0.30＋6.22×0.302＝1.09℃

重新核算各效加热蒸汽温度，二次蒸汽温度及各效沸点

T1=120.2℃， t1=T1-△t1''=120.2-15.34=104.86℃， T1'=t1-△1'=102.41℃ T2=101.41℃， t2=T2-△t2''=101.41-12.76=89.65℃， T2'=t2-△2'=87.94℃ T3=86.94℃， t3=T3-△t3''=86.94-11.45=76.49℃， T3'=t3-△3'=75.17℃ T4=74.17℃， t4=T4-△t4''=74.17-9.67=65.5℃， T4'=t4-△4'=64.41℃ 查表得：

r1=2204.6kJ/kg r1'=2252.13kJ/kg r2=2254.73kJ/kg r2'=2288.09kJ/kg r3=2290.51kJ/kg r3'=2319.10kJ/kg r4=2321.44kJ/kg r4'=2344.80kJ/kg 各效沸点和有效温差计算

公式：Cp0=1.6×糖的百分比+C水×水的百分比 T0=60℃，Cpw水=4.178kJ/kg. ℃

Cp0=1.6×0.2756＋4.178×0.7244=3.47kJ/（kg?℃） Cp2=1.6×0.40+4.178×0.60=3.15kJ/（kg?℃） Cp3=1.6×0.34+4.178×0.66=3.30 kJ/（kg?℃） Cp4=1.6×0.30+4.178×0.70=3.40kJ/（kg?℃） 将以上数值带入焓平衡方程解得：

W1=6220.92kg/h W2=5444.50kg/h W3=4704.99kg/h W4=4283.59kg/h D=7041.39kg/h

求传热面积：（取K=2000W/（m2?℃））

2204.6?7041.39S1==140.55m2

3.6?2000?15.342254.73?6220.92S2==152.67m2

3.6?2000?12.762290.51?5444.5S3==151.27m2

3.6?2000?11.452321.44?4704.99S4==156.88m2

3.6?2000?9.67Smin相对偏差εs=1－＞3%，故进行第四次核算

Smax重新分配有效温差

15.34?140.55?12.76?152.67?11.45?151.27?9.67?156.88S==149.39m2

49.22140.55152.67?15.34=14.43℃， △t2'''=?12.76=13.04℃ △t1'''=

149.3914.9.39151.27156.83?11.45=11.59℃， △t4'''=?9.67=10.15℃ △t3'''=

149.39149.39∑△t'''=14.43+13.04+11.59+10.15=49.21℃ 重新核算各效浓度及各沸点升高 X1=0.5

FX046014.83?27.56%==0.40

F?W4?W3?W246014.83-4283.59-4704.99-5444.50FX046014.83?27.56%X3===0.34

F?W4?W346014.83?4283.59?4704.99FX046014.83?27.56%X4===0.30

F?W446014.83?4283.59由经验公式：△i=1.78Xi+6.22Xi2 得各效沸点升高

X2=

△1，=1.78×0.5＋6.22×0.52＝2.45℃ △2，=1.78×0.40＋6.22×0.402＝1.71℃ △3=1.78×0.34＋6.22×0.342＝1.32℃

，

△4，=1.78×0.30＋6.22×0.302＝1.09℃

重新核算各效加热蒸汽温度，二次蒸汽温度及各效沸点

T1=120.2℃， t1=T1-△t1'''=120.2-14.43=105.77℃， T1'=t1-△1'=103.22℃ T2=102.22℃， t2=T2-△t2'''=102.22-13.04=89.28℃， T2'=t2-△2'=87.57℃ T3=86.57℃， t3=T3-△t3'''=86.57-11.59=74.98℃， T3'=t3-△3'=73.66℃ T4=72.66℃， t4=T4-△t4'''=72.66-10.15=62.51℃， T4'=t4-△4'=61.42℃ 查表得：

r1=2204.6kJ/kg r1'=2250.3kJ/kg r2=2252.63kJ/kg r2'=2288.98kJ/kg r3=2291.40kJ/kg r3'=2322.64kJ/kg r4=2324.98kJ/kg r4'=2351.78kJ/kg 各效沸点和有效温差计算

公式：Cp0=1.6×糖的百分比+C水×水的百分比 T0=60℃，Cpw水=4.178kJ/kg. ℃

Cp0=1.6×0.2756+4.178×0.7244=3.47kJ/（kg?℃） Cp2=1.6×0.40+4.178×0.60=3.15 kJ/（kg?℃） Cp3=1.6×0.34+4.178×0.66=3.30 kJ/（kg?℃） Cp4=1.6×0.30+4.178×0.70=3.40 kJ/（kg?℃） 将以上数值带入焓平衡方程解得：

W1=6268.12kg/h， W2=5423.11kg/h， W3=4689.92kg/h， W4=4367.20kg/h D=7142.64kg/h 求传热面积：（取K=2000W/（m2?℃））

2204.6?7142.64S1==151.56m2

3.6?2000?14.432252.63?6268.12S2==150.39m2

3.6?2000?13.045423.11?2291.4S3==148.91m2

3.6?2000?11.592324.98?4689.92S4==149.21m2

3.6?2000?10.15Smin148.91相对偏差εs=1－=1－＜3%

Smax151.56 2

取传热面积为152m

蒸汽的经济程度为：W/D=20651.46/7142.64=2.89即1kg蒸汽可蒸发2.89kg水。 该工程蒸汽消耗总量=7142.64×24=171423.36kg

4.2.2 喷干工段

（1）蒸发量

W=G（X1-X2）

W150%W25%X1===1， X2===0.05

1?W11?50%1?W21?5%G=G1（1-W1）=304318.10×（1-50%）/24=6339.96kg绝干料/h W=G（X1-X2）=6339.96×（1-0.05）=6022.96kg水分/h （2）新鲜空气消耗量

WL=， H2?H1由图5—3查出当t0=20℃，φ0=60%时，H0=0.012kJ/kg绝干气 由空气离开干燥器时t2=45℃， φ0=30%时，H2=0.022kJ/kg绝干气

596.085L==602296kg绝干气/h 0.022?0.012新鲜空气消耗量为L0=602296×（1+0.012）=609523.55kg新鲜空气/h

， （3）风机的风量V，

V〃=LνH

νH=（0.773+1.244H0）×湿空气/kg绝干气

V〃=LνH=602296×0.85=509332.61 m3新鲜湿空气/h （4）预热器中消耗的热量Qp Qp=L（I1-I0）

当t0=20℃，φ0=60%时，查得I0=43kJ/kg绝干气，空气离开预热器时t1=90℃，H1=H0=0.012 kJ/kg绝干气，查得I1=115kJ/kg绝干气. 故Qp=602296×（115-43） =43365312KJ/h （5）向干燥器补充的热量QD

由空气离开干燥器时t2=45℃， φ0=30%时，H2=0.022kJ/kg绝干气 由图5—3查出I1=158kJ/kg绝干气 QD= L（I2-I1）+G（I2，+I1，）+QL = L（I2-I1）+GCm（θ2-θ1）+QL

=602292×（158-115）+6339.96×3.28×（60-20）+1.2×3600=26734850.75kg/h （6）干燥系统消耗的总热量Q

Q=QP+QD=43365312+26734850.75=70100162.75kJ/h （7）干燥器系统的热效率η η=

W(2490?1.88t2)6022.96?(2490?1.88?45)?100%=22.12% ?100%=

70100162.75Q273?t020?273=（0.773+1.244×0.012）×=0.85m3新鲜2732734.2.3 各工段耗气耗热计算

（1）调乳：15.5℃→50℃

Q=CM△t=0.9×970170.03×（50-15.5）=30123779.43kcal D=

Q(1?3%)30123779.43?1.03==51366.62kg

r?c△t511.24?1?(142.8?50)（2）一喷：50℃→105℃

Q=CM△t=0.9×1002372×（105-50）=49617414kcal

D=

Q(1?3%)49617414?1.03==93082.36KG

r?c△t511.24?1?(142.8?105)（3）二喷：105℃→125℃

Q=CM△t=0.9×1095454.35×（125-105）=19718178.3kcal D=

Q(1?3%)19718178.3?1.03==38389.77kg

r?c△t511.24?1?(142.8?125)（4）浓缩前预热热：50℃→60℃

Q=CM△t=0.9×1104355.89×（60-50）=9939203.01kcal D=

Q(1?3%)9939203.01?1.03==17233.48kg

r?c△t511.24?1?(142.8?60)（5）蒸发浓缩：60℃→120.2℃

Q=CM△t=0.9×1104355.89×（120.2-60）=59834002.12kcal D=

Q(1?3%)59834002.12?1.03==115444.74kg

r?c△t511.24?1?(142.8?120.2)（6）喷雾干燥：120.2 ℃→183.8℃

Q=CM△t=0.9×608636.20×（183.8-120.2）=34838336.09kcal D=

Q(1?3%)34838336.09?1.03==64978.06kg

r?c△t511.24?1?(183.8?142.8)4.3 水平衡计算

4.3.1 该工程中所有用水的项目

（1）调水乳用水 （2）配制氯化钙用水 （3）配制碳酸钠用水 （4）液化液冷却用水 （5）板框过滤洗涤用水 （6）离子交换柱用水 （7）蒸发汁气冷凝水 （8）其它生活用水

4.3.2 用水量计算

调淀粉乳用水659715.62kg

调氯化钙用水13097.34kg 碳酸钠用水量15716.79kg

液化液冷却（通过板框换热器降温）用水：

Q=0.9×（1133844.12-53528.94）×（95-60）=34029928.2kg 设汽冷却初温为20℃，

QQ=CM水△t得M水==203625.71kg

40?4.178板框过滤用水量=10769.02+10809.67=21578.69kg 离子交换用水：用量约占物料每小时流量2~3倍 即：1104355.89×2.5/24=115037.07kg 浓缩后汁汽冷却用水 浓缩后汽冷却用水：

W?D（i?i?）

c（tK?tH）D—二次蒸汽量（7142.64Kg/h）

i—二次蒸汽热焓（625.33Kcal） i?—二次蒸汽冷凝焓（66.5Kcal/Kg） tK— 冷却水出口温度（60℃）

th—冷却水进口温度（20℃）

tKC—水的比热（1Kcal/（Kg·℃）） W=D（i-i0）/c（tk-tw）=99788.04kg/h 自循环W=99788.04×24=2394912.91kg 设备洗涤用水：设备每天用水为淀粉乳的5% 即：970170.03×5%=48508.50kg

总洗涤用水=21578.69+115037.07+48508.50=185124.26kg 生活用水：

约占物料的2%共计：1091776.67×2%=21835.53kg 三大平衡计算结果：

表4-1 物料衡算结果

项目 调浆 液化

锤度 （%） 31.31 27.68

固形物量 （kg） 313842.25 313842.25

含水量 （kg） 688529.75 1100001.87

物料量 （kg） 1002372.0 1133844.12

体积 （m3） 857.02 1013.26

密度 （kg/ m3） 1169.6 1119

过滤 一脱 二脱 离交 蒸发 干燥

29.01 28.62 28.14 27.56 50.00 95.00

313657.08 312073.12 308952.39 304318.10 304318.10 296710.15

1047451.63 778246.88 199145.13 789118.87 304318.10 15616.32

1081108.71 1090320.0 1098071.26 1104355.89 608636.20 312326.47

977.49 - - - - -

1106 - - - - -

表4-2 热量衡算结果

项目 调浆 一次喷射 二次喷射 浓缩前预热热量 蒸发浓缩 喷雾干燥加热

温度 （℃）

50 105 125 60 120.2 183.8

压力（kg/ m3）

0.1258 1.232 2.367 0.2031 2.040 11.0

耗气量（kg） 51366.62 93082.36 38389.77 17233.48 115444.74 64978.06

表4-3 水平衡计算结果

项目 调浆用水 液化冷却水 浓缩后支汽冷却用水 设备洗涤用水 生活用水

耗水量（kg） 659715.62 203625.71 2394912.91 48508.5 21835.53

第5章 设备选型

5.1 蒸发罐的结构设计

由蒸发工段物料、汽平衡的计算可得，本次设计的蒸发罐为四效等面积降膜蒸发器，每效传热面积为152m2。

5.1.1 管子的选择与排列

5.1.1.1 规格的选择

管子的直径和长度的选取对换热器的效果和造价由直接的影响。在条件不变的前提下，管径越小越有利于传热，但管径过小会给清洗和安装维修带来困难。综合考虑下，本设计采用Φ40×2，长8m的不锈钢管材料为Crl8Ni9Ti（CB2270-84）管子长径比L/D=8000/36=222﹥100合格。 5.1.1.2 管子的排列

管子在管板上排列有三重形式:正方形、正三角形、同心圆排列，因为在－定管板面积上三角形排列最多，因此选择正三角形排列。

（1）各效的布管数 为安全起见F1=F×1.2

n=F1/πDL=152×1.2/（3.14×0.036×8）=215.7根，取216根 （2）管心距的确定

管板孔径与中心距：设管子的外径为do，相邻的管中心距为a ，令Ao为一根管子的外截面（等于管板板孔截面）。A?为相当一根管子的管板面积，则有：

Ao/A??(?do2/4)/322若以结构系数Co表示全部孔径的面积和a??do/23a2，

2装管部分的总面积的比率；当管板数为n时，则有Co＝nAo/nA?＝Ao/A?，可

2得：ao/do??/23Co＝0.907/Co

2Co随管径的增大而稍微增大，它表示管子排列的紧凑程度，同时考虑胀管时管板的稳定性与蒸汽的流通面积，在现代的蒸汽罐中， Co=0.50—0.55， 为了使加热室结构紧凑，常采用较大值，取Co=0.55，则a=1.285do=1.285×40=50mm，取50mm。

5.1.2 各壳体内径确定

D1=a（n0－I）+4d0

式中 a—相邻两管中心距，mm；

nc—管束中心线上的管数； d0—管径，mm。

nc=1.1（300）0.5=16.94根，取17根 D1=52×（17-1）+4×40=960mm，取1000mm

5.1.3 壳体壁厚的确定与校验

壳体材料山经济取lCrl8Ni9Ti（CB2270-84），设计的温度为110.9℃，设压力为2kg/cm2，假设属于短圆筒 5.1.3.1 壁厚的确定:

壳体材料由经验选为 l Crl8Ni9Ti，由公式

S0?D1(mPH0.4?)?C20.6ED1

C?C1?C2式中 S0—加热室或蒸发室壁厚mm D1—圆筒内径mm，取1300mm p—操作压力 ，取2kg/cm2

m—稳定系数 ，lCrl8Ni9Ti制成壳体m=3 H—管体长度 ，取8000mm E—弹性模数 ，取l.94×lO6kg/cm2

C1—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定，即C1=K2·β由于材质是不锈钢，则腐蚀速率K2=0，即C1=0C2—钢板负偏差，－般C2=0.3－1mm，取0.3mm

将已知数据代入公式：

3?280000.4S0?1300?(?)?0.3?19.96mm，取20mm

0.6?1.94?10612005.1.3.2 计算临界长度 （LCr）及校验

由《化工容器》得：LCr=l.l7D1×（D0/S0）0.5 式中： D1—壳体内径 S0—计算出的璧厚

LCr=1.17×1000×（1000/17）0.5=8973.49mm＞8000mm与假设相符 各效外径为D=D1+2S=1000+2×18=1036mm

5.1.3.3 确定封头结构尺寸

（1） 均采用椭圆型标标准头假没椭圆型封头的计算壁厚与筒体壁厚相等，即τ=21mm，则计算壁厚t=17－0.3=16.7mm

（2） 封头高度D/4得H=1000/4=250mm

（3）椭圆封头当量直径R1选标准椭圆封头，其Di/zhi=2查《化工容器》P120表5-l得K=0.9Ri=0.9×700=630mm

（4）封头内物料分配装置

物料的分配装置是降膜式蒸发器很重要的部件，它直接影响每根蒸发管内物料分配的均匀度和成膜好坏，本设计采用了折流分配结构，物料从进料管进入蒸发器封头，再进入分配盘落至分配管上，最后落到列管的管板上。这种结构的成膜装置具有物料分配均匀，加工制造简单，清洗方便的优点。

5.1.4 管板厚度的确定

管板厚度取决于下列条件：在胀管时能良好地调定管子；承受预定压力时，不锈钢不影响相邻管板管型而引起胀管渗漏;胀管厚能维持管板形状而不变形；当承受蒸汽压力所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=190mm2，管板截面积f的计算如下：

f=（a－d0）S （mm） 式中：a—相邻管心距：52mm d0—管子外径 S—管板厚度 则S=f/（a－d0）+C

其中： C—腐蚀裕度，一般取C=4mm

S最小=f最小/（a－d0）+C=190/（50－40）+4=20mm。

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。

5.1.5 上下不凝汽排出管

（1）不凝汽的害处

a据道尔顿分压定律：P总压=P蒸汽+P水整齐 蒸发器积存的不凝汽较多时，P不凝汽

升高而P蒸汽汽下降，导致蒸汽稳定下降。

b由于不凝汽不发生相变，会在蒸发罐内形成－个气带，减少传热面积。 （2）不凝汽种类 a氨气，它比蒸汽轻，停留在蒸汽上部

b溶在水中的空气比蒸汽重，停留在蒸发罐下部，所以在罐的上部没设置不

凝汽管。上部、下部的不凝汽管排出管均选Φ25×2钢管，上部在距上管板130mm处，下部距下管板280mm处。

5.1.6 冷凝水排出管

直径选择应保持水流速不大于0.6m/s，选取第二效计算，根据蒸汽和冷凝水质量硫量相等，距下管板50mm处，尽量靠近管板，且符合化工设备焊接要求。

?W4/3600=v4d2?水

d=57.19mm，.取60mm

5.1.7 封头与筒体连接

上封头于筒体间连接采用快开盖法兰螺栓，回转螺栓M20×100。

5.1.8 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。

5.2 分离器结构设计

5.2.1 直径的确定

d=4wi/πw0i3600， 式中w—蒸发水分量（kg）

W1=6268.12kg/h， W2=5423.11kg/h W3=4689.92kg/h， W4=4367.20kg/h

ρ—二次蒸汽的密度（kg/m3）

?1?0.6232kg/m3?2?0.3820kg/m3?3?0.2287kg/m3

?4?0.1385kg/m3w0—蒸汽流速 （m/s）

3 w0i=4.26/?i

w01=1.90 m/s w02=2.23m/s w03=2.65m/s w04= 3.13m/s 代入数据：d1=0.95m d2=0.83m d3=0.72m d4=0.65m 为了制造和维修方便，取 d1=d2=d3=d4=1m

5.2.2 分离器入口矩形尺寸的确定

根据abv=r

式中 ：a，b—分别为矩形通道高宽 ，设比为 2：1 v—蒸汽流速，70m/s

3 r—蒸汽体积，m/s

ri?wi?i3600

r1=2.14m3/s r2=3.18m3/s r3=4.75m3/s r4=7.58m3/s

r?ab2v

b1?r1?2v2.14?0.1236m 2?70a1?2b1?2?0.1236?0.2472m

b2?r23.18??0.1507m 2v2?70a2?2b2?2?0.1507?0.3014m

b3?0.1842m a3?0.368m4 b4?0.2327m a4?0.465m4

5.1.3 汁汽直径的确定

d’=4vs/π?

式中：vs—汁汽体积流量=r

μ—为蒸汽流速一般为12—30m/s，取25m/s

代入数据：

d1?0.3302md2?0.4025md3?0.4920md4?0.6215m

第6章 人员编制与经济核算

6.1 人员配置

为完成本设计生产任务，应需要以下生产技术人员、工人、行政辅助人员，具体人数配置如表6-1、表6-2和表6-3所示。

表6-1 车间生产定员

人数

工种

班次

男

预处理 液化 脱色 离交 浓缩 维修

4 4 4 4 4 1

1 2 3 1 1 2

女 1 1 2 1

8 12 12 12 8 2 合计

表 6-2 行政组织人员表

部门 行政 品控 财务

人员 3 2 1

部门 设备 劳资 文秘

人员 1 1 1

表 6-3 辅助人员表

人数

工种

班次

男 女

电工 运输 锅炉工 门卫 清洁工 食堂人员

1 2 2 2 1 1

2 2 1 1 1

1 2

2 4 2 2 1 3 合计

工厂正副厂长、车间主任各一名，全厂人员共80人。

6.2 经济核算

本设计生产所需原辅料如表6-4所示。

表 6-4 原料、辅料单耗量

原料、辅料 商品淀粉 a-淀粉酶 活性炭 Cacl2 Na2CO3

水

价格 2100元/t 36000元/t 29元/t 1000元/t 1350元/t 0.6元/t

每天耗量 t 333.33 0.18627 3.12866 1.45526 1.74631 3328.59827

合计 699993 6705.72 90.73 1455.26 2357.52 1997.16

表6-5 投资概算

序号 1 2 3 4 5 6 7

项目 主要设备 管道阀门等 安装费（5%） 技术转让费 厂房 安装电控 空气净化

金额（万元）

1573.6 20.86 20.86 60 13040 20 20

6.2.1 产品核算

根据市场调查可知：

商品淀粉平均价格2100元/t，日处理商品淀粉333.33t，可得麦芽糊精312.33t，根据上表，则：

原料=699993+6705.72+90.73+1455.26+2357.52=710602.23元

6.2.2 经济核算

根据市场调查可知

耗电量的费用=1.5×112.3×5=842.5元 耗水量的费用=0.6×3328.59827=1997.16元 耗煤量的费用=200×25.07=5014元

每日总费用=842.5+1997.16+5014=7853.66元

6.2.3 年利润的计算

目前麦芽糊精市场价格是4000元/t，则每日所得利润=4000×312.33=1249320元

扣除原料费和水电费，

得每日的收入=1249320-710602.23-7853.66=530864.11元

则一个月按30天计，则每月的收入=530864.11×30=15925923.3元 全厂职工80人平均工资1500元/月1500×80=120000元 每月实验经费为利润的3% 上缴利税 ：纯利润的10%

福利费：5000元/月

设备折旧及维修费用 5000元/月

则每月的纯利润=（15925923.3-120000-5000-5000-15925923.3×3%）×（1-10%）=13678331元

6.2.4 投资回收期

工厂总投资费用=1573.6+20.86+20.86+60+13040+20+20=14719.32万元 资金回收期=14719.32×10000/13678331=10.7个月 即11个月。

附录1 设备一览表

数量 2 2 2 1 1 1 1 1 2 1 6 6 1 2 2 2 2 2 2 2 3 3 1

设备名称 淀粉乳罐 淀粉乳输送泵 调配罐 酶罐 碳酸钠计量泵 氯化钙罐 氯化钙计量泵 碳酸钠罐 一次液化泵 一次液化器 层流罐 液化泵 换热器 除渣过滤器 一脱罐 板框过滤器 二脱罐 板框过滤器 糖液过滤泵 离交前罐 阳离子交换柱 阴离子交换柱 喷雾干燥塔

规格 Φ5000×8000 60m3/h20 Φ5000×8000 Φ400×1000 0-200L/h，15 Φ1500×2500 0-200L/h，15 Φ1800×3000 60m3/h，20m HYZ-8 Φ1500×8000 60m3/h，20m F=20m3 105m2/台，1250型 Φ5000×8000 105m2/台，1250型 Φ5000×8000 105m2/台，1250型 60m3/h，20m Φ5000×8000 Φ3900×8500 Φ3900×8500 Φ8000×12000

材料 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢

作用 储存淀粉乳 输送淀粉乳 配置淀粉乳 储存酶制剂 泵送碳酸钠 储存氯化钙制剂 泵送氯化钙 储碳酸钠 输送淀粉乳 一次喷射液化 液化淀粉乳 输送物料液 换热 除酶、蛋白质

脱色 除活性炭 脱色 除活性炭 输送物料液 储存料液 离子交换 离子交换 喷雾干燥

附录1 设备一览表

数量 2 2 2 1 1 1 1 1 2 1 6 6 1 2 2 2 2 2 2 2 3 3 1

设备名称 淀粉乳罐 淀粉乳输送泵 调配罐 酶罐 碳酸钠计量泵 氯化钙罐 氯化钙计量泵 碳酸钠罐 一次液化泵 一次液化器 层流罐 液化泵 换热器 除渣过滤器 一脱罐 板框过滤器 二脱罐 板框过滤器 糖液过滤泵 离交前罐 阳离子交换柱 阴离子交换柱 喷雾干燥塔

规格 Φ5000×8000 60m3/h20 Φ5000×8000 Φ400×1000 0-200L/h，15 Φ1500×2500 0-200L/h，15 Φ1800×3000 60m3/h，20m HYZ-8 Φ1500×8000 60m3/h，20m F=20m3 105m2/台，1250型 Φ5000×8000 105m2/台，1250型 Φ5000×8000 105m2/台，1250型 60m3/h，20m Φ5000×8000 Φ3900×8500 Φ3900×8500 Φ8000×12000

材料 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢 不锈钢

作用 储存淀粉乳 输送淀粉乳 配置淀粉乳 储存酶制剂 泵送碳酸钠 储存氯化钙制剂 泵送氯化钙 储碳酸钠 输送淀粉乳 一次喷射液化 液化淀粉乳 输送物料液 换热 除酶、蛋白质

脱色 除活性炭 脱色 除活性炭 输送物料液 储存料液 离子交换 离子交换 喷雾干燥

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