双效并流蒸发器设计说明

双效并流蒸发器设计说明
⾷品⼯程原理课程设计说明书
设计题⽬：
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⽬录
第⼀章任务书----------------------------------- 4
1. 设计任务及操作条件--------------------------------- 4第⼆章蒸发⼯艺设计计算 ----------------------- 4§2·1蒸浓液浓度计算------------------------------------ 4
§2·2溶液沸点和有效温度差的确定------------------------ 5§2·2·1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失 ------ 5§2·2·2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失------------ 6§2·2·3由经验不计流体阻⼒产⽣压降所引起的温度差损失------ 6§2·4蒸发器的传热⾯积和有效温度差在各效中的分布-------- 8§2·5有效温差再分配------------------------------------ 8第三章蒸发器⼯艺尺⼨计算 ---------------------- 11 §3·1 加热管的选择和管数的初步估计------------------ 11 §3·1·1加热管的选择和管数的初步估计--------------------11§3·1·2循环管的选择----------------------------------- 11§3·1·3加热室直径及加热管数⽬的确定---------------- 12
§3·1·4分离室直径与⾼度的确定 ------------------------- 12§3·2接管尺⼨的确定----------------------------------- 13§3·2·1溶液进出⼝------------------------------------- 13§3·2·2加热蒸⽓进⼝与⼆次蒸汽出⼝---------------------- 13§3·2·3冷凝⽔出⼝------------------------------------- 14第四章、蒸发装置的辅助设备 ---------------------- 14§4·1⽓液分离器--------------------------------------- 14§4·2蒸汽冷凝器--------------------------------------- 14§4·2·1由计算可知,进⼊冷凝器的⼆次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径D---------------------------------------15第五章⼯艺计算汇总表 -------------------------- 15第六章⼯艺流程图、蒸发器设备简图及加热器的管⼦排列图-------------------------------------------- 15§4·1⼯艺流程图--------------------------------------- 15§4·2中央循环管切⾯图--------------------------------- 16第七章课程设计⼼得 ---------------------------- 16参考⽂献：-------------------------------------- 17
第⼀章任务书
1. 设计任务及操作条件
含固形物16%（质量分率，下同）的鲜⽜乳，拟经双效真空蒸发装置进⾏浓缩，要求成品浓度为49%，原料液温度为第⼀效沸点（60℃），加热蒸汽压⼒为450kPa(表)，冷凝器真空度为94kPa ，⽇处理量为15吨/天，⽇⼯作时间为8⼩时，试设计该蒸发过程。

假定采⽤中央循环管式蒸发器，双效并流进料，效间流动温差损失设为1K ，第⼀效采⽤⾃然循环，传热系数为900w/(m2·k)，第⼆效采⽤强制循环，传热系数为1800w/(m2·k)，各效蒸发器中料液液⾯均为1m ，各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出，并假设各效传热⾯积相等，忽略热损失。

第⼆章蒸发⼯艺设计计算
§2·1蒸浓液浓度计算
多效蒸发的⼯艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算及传热速率⽅程。

计算的主要项⽬有：加热蒸⽓（⽣蒸⽓）的消耗量、各效溶剂蒸发量以及各效的传热⾯积。

计算的已知参数有：料液的流量、温度和浓度，最终完成液的浓度，加热蒸⽓的压强和冷凝器中的压强等。

蒸发器的设计计算步骤多效蒸发的计算⼀般采⽤试算法。

(1)根据⼯艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸⽓压强及冷凝器的压强），蒸发器的形式、流程和效数。

(2)根据⽣产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。

(3)根据经验假设蒸⽓通过各效的压强降相等，估算个效溶液沸点和有效总温差。

(4)根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。

(5)根据传热速率⽅程计算各效的传热⾯积。

若求得的各效传热⾯积不相等，则应按下⾯介绍的⽅法重新分配有效温度差，重复步骤（3)⾄（5），直到所求得各效传热⾯积相等（或满⾜预先给出的精度要求）为⽌。

F=
8
10
1.54
=1875kg/h
总蒸发量:W=F ?（1-2
0X X ）=1875?(1-
49
.016.0)=1262.8kg/h
并流加料蒸发中⽆额外蒸汽引出,可设1W :W 2 =1:1.1 ⽽W=W 1+W 2 =1262.8kg/h
由以上三式可得:W 1=601.4kg/h;W 2=661.4kg/h;
设各效间的压强降相等，则总压强差为： X 1=0
1
F X F
W ?-=0.24; X 2=
012
F X F W W ?--=0.49
§2·2溶液沸点和有效温度差的确定
由各效的⼆次蒸汽压强从⼿册中查得相应的⼆次蒸汽温度和汽化潜热列与下表中: 蒸汽压⼒（KPa ）温度(℃) 汽化热(kJ/kg)⼀效加热蒸汽 551 155.3 2101.9 ⼀效⼆次蒸汽 19.9 60 2393.9 ⼆效加热蒸汽 19.8 59 2313.4 ⼆效⼆次蒸汽 7.4 39.8 2401.6 进冷凝器蒸汽 7 38.8 2403.8
多效蒸发中的有效传热总温度差可⽤下式计算：
有效总温度差∑∑?-
-=?)(/
1
K
T
T
t
式中 t
∑
-----有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃。

1
T -----第⼀效加热蒸⽓的温度，℃。

/K
T
-----冷凝器操作压强下⼆次蒸⽓的饱和温度，℃。

∑-------总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃，
∑
=?
∑
/
+?
∑
//
+?
∑
///
式中 ?
∑
/--- 由于溶液的蒸汽压下降⽽引起的温度差损失，℃，
∑//---由于蒸发器红溶液的静压强⽽引起的温度差损失，℃， ?∑///----由于管道流体阻⼒产⽣压强降⽽引起的温度差损失，℃，
§2·2·1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失?
则
f =0.0'
2
r
T 2
.16α?=()75
.09
.2393602.2732
.016.02
=+
1?'
=38.075.0? =0.28℃ｆ=.0'
2r
T 2
.16α?=()66
.06
.24018.392.2732
.016.02
=+
=?'
2 0.668.1? =1.19℃
∑?
/
=0.28+1.19=1.5℃
§2·2·2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失
由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失 ''?某些蒸发器在操作时，器内溶液需维持⼀定的液位，因⽽蒸发器中溶液内部的压强⼤于液⾯的压强，致使溶液内部的沸点较液⾯处的为⾼，⼆者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失''?，为简便起见，⽇夜内部的沸点可按液⾯和底层的平均压强来查取，平均压强近似按静⼒学⽅程估算：
pm=p/+2gL
ρ
式中 pm —蒸发器中液⾯和底层的平均压强，pa p/—⼆次蒸⽓的压强，即液⾯处的压强，，pa ρ—溶液的平均密度， L -液层⾼度 g-重⼒加速度，
根据pm=p/+2gL
ρ取液位⾼度为1⽶
有⽜乳的平均密度ρ=1.0303
10?kg/m 3
Pm1==
+
2
1
81.9030.19.19=25.0KPa
Pm2=4
.122
1
81.9030.14.7=??+
KPa
对应的饱和溶液温度为: T 1
/pm =63.3℃ ; T 2
/
pm =49.2℃;
根据 ''?= pm
p
t t '-
式中 pm
t '--根据平均压强求取⽜乳的沸点℃，p t
--根据⼆次蒸⽓压强求得⽔的沸
点℃
所以"
1= T 1
/pm - T /
1=63.3-60=3.3℃
"
2= T
2
/pm - T /
2=49.2-39.8=9.4℃
∑
'
'=3.3+9.4=12.7℃
§2·2·3由经验不计流体阻⼒产⽣压降所引起的温度差损失
由于管道流体阻⼒产⽣的压强降所引起的温度差损失在多效蒸发中末效以前各效的⼆次蒸汽流到次⼀效的加热室的过程中由于管道阻⼒使其压强降低蒸汽的饱和温度也相应降低由此引起的温度差损失即为'''?，根据经验其值可以省略。

∑?'''=1+1+1=3℃
根据以估算的各效⼆次蒸汽压强1t '
及温度差损失△，即可由下式估算溶液各效溶液的沸点t
所以总的温度差损失为
∑?=∑?
/
+∑?''+ ∑?'''=1.5+12.7+3=17.2℃
溶液的沸点ti=Ti/+i ? =
++=///
1
//
1
/
110.28+3.3+1=4.6
6.1114.919.13
21
2=++=?'''+?''+?'=?℃所以各效溶液沸点： t1=60+4.6=64.6℃， t2=38.8+11.6=50.4℃
由⼿册可查得551KPa 饱和蒸汽压的温度为155.3℃，汽化热为2101.0KJ/kg ，所
3.992.178.383.155)(=--=?∑-'-=?∑K S t T T ℃
蒸汽
压⼒（KPa ）温度(℃) 汽化热(kJ/kg) ⼀效加热蒸汽 551 155.3 2101.9 ⼀效溶液
19.9 64.6
⼀效⼆次蒸汽 19.8 60 2313.4 ⼆效溶液
25 50.4
⼆效加热蒸汽 19.8 59 2313.4 ⼆效⼆次蒸汽 7.4 39.8 2401.6 进冷凝器蒸汽
7
38.8
2403.8
§2·3加热蒸汽消耗量和各效蒸发⽔量的计算
第i 效的焓衡算式为：
01211(.....)()pw i i i p pw c i pw i i i Q D r Fc W c W W c t t W r
--==----?-+
有上式可求得第i 效的蒸发量i W .若在焓衡算式计⼊溶液的能缩热及蒸发器的热损失时，尚需考虑热利⽤系数η⼀般溶液的蒸发，η可取得0.960-△x （式中△x 为溶液的浓度变化，以质量分率表⽰）。

第i 效的蒸发量i W 的计算式为
10121[(.....)
]
pw i i i
i i i
p pw c i pw i i r t t W D Fc W c W W c r r η---=+----'
'
式中 i D ------第i 效的加热蒸汽量，当⽆额外蒸汽抽出时i D = 1i W - i r ------ 第i 效加热蒸⽓的汽化潜热 r '------第i 效⼆次蒸⽓的汽化潜热
p c -----------原料液的⽐热
pw
c ---------⽔的⽐热
i
t ，1i t ---------分别为第i 效及第i-1效溶液的沸点
i
η-----------第i 效的热利⽤系数⽆因次，对于加热蒸⽓消耗量，可列出各效焓衡算式并与式（3-2）联解⽽求得。

第⼀效的焓衡量式为:W1=
]
[/
1
1
00
/
1
11
1r t t Fc
r r D p -+η
()904.016.024.07.0960.01=-?-=η
由相关⼿册查得cp0=3.89Kg.℃)
W 1=i
η11
1118210.04
.23130.2101904.0D D r r D =='
同理第⼆效的热衡算式为: W
'--+'=22112212)
(2
t t t c W Fc r r W pw o η (a) ()785.024.049.07.0960.02=-?-=ηW ??
'--+'
=22112212)
(2
t t t c W Fc r r W pw o η =0.785??
--?+?4.23134.506.64)
160.489.31875(6
.24014.231311W W
=357361.01+W
h W W /kg 8.126221=+
联⽴(a),(b),(c)式,解得: W 1=707.2kg/h W 2=555.6kg/h
D 1=861.4kg/h
§2·4蒸发器的传热⾯积
任意⼀效的传热速率⽅程为
Si=i i i
t K Q ?
式中 i Q ---第i 效的传热速率，W 。

i K ----第i 效的传热系数，W/（m2, ℃）. i t ?---第i 效的传热温度差，℃ Si-------第i 效的传热⾯积，m2
r D Q 5
3
11110
027.53600/100.21014.861?=??==
7.906.643.155111=-=-=?t T t ℃
2
5
1
1112.67
.9090010
027.5m
t K Q S =??=
=
W
r W Q 5
3
21210718.43600/106.24012.707?=??='=
6.94.506021222=-=-'=-=?t T t T t ℃
2
5
2
2223.276
.9180010
718.4m
t K Q S =??=
=
误差为773.03
.272.611max
min =-
=-
S S ，误差很⼤，应调整各效的有效温度差，重复上
述计算过程。

§2·5有效温差再分配
2
2
213.83
.996
.93.277.902.6m
S S S t
t =?+?=
+=
∑
重新分配有效温度差得，
7.677.903.82
.6111=?=?='?t S
S t ℃ 6.316.93
.83.27222
=?=
='t S
S t ℃
重复上述计算步骤
（1）计算各效料液浓度由所求得的各效蒸发量，可求得各效料液的浓度，即
X1=
1
F X F W ?-=
257
.02
.707187516.01875=-?; X2= 0
12
F X F
W W ?--=
=
-?8
.1262187516.018750.49
（2）计算各效料液的温度因末效完成液浓度和⼆次蒸汽压⼒均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为50.4℃，即 4.502=t ℃则第⼆效加热蒸汽的温度（也即第⼀效⼆次蒸汽温度）为
826.314.502
212=+='+='=t t T T ℃所以第⼀效料液的温度为t 1=82+4.6=86.6℃
第⼀效料液的温度也可下列计算
t 1=155.3-67.7=87.6℃
说明溶液的各种温度差损失变化不⼤，不需重新计算，股有效总温度差不变，即
3.99=?∑t ℃
温度差重新分配后各效温度差情况列于下表：效数第⼀效第⼆效加热蒸汽温度℃ 155.3 82 有效温度差(℃) 67.7 31.6 料液温度(℃)
86.6
50.4
（3）各效的热量衡算
821='T kg kJ r /7.22731='
8
.382='T kg kJ r /8.24032='
第⼀效
()892.016.0257.07.0960.01=-?-=η
W 1=i
η11
111780.08
.24030.2101892.0D D r r D =='
（a ）
第⼆效
'--+'
=2
21
122122)(t t t c W Fc r r W W pw o η
()792.025.049.07.0960.02=-?-=η (b)
W
'--+'
=2
2112212)
(2
t t t c W Fc r r W pw o η =0.792??
-?+?8.24030.45-6.68)
160.489.31875(8
866995.01+=W
h W W /kg 8.126221=+ （c ）
联⽴(a),(b),(c)式,解得 W 1=692.4kg/h W 2=570.4kg/h
D 1=887.6kg/h
与第⼀次结果⽐较，其相对误差为
021
.04.6922.7071=-
026
.04.5706.5551=-
030
.06
.8874.8611=-
计算相对误差均在0.05以下，故各效蒸发量的计算结果合理。

其各效溶液浓度⽆明显变化，不需重新计算（4）蒸发器传热⾯积的计算
W r D Q 5
311110180.53600/100.21016.887?=??== 7.671=?t ℃
2
5
1
1115.87
.6790010
180.5m
t K Q S =??=
=
W r W Q 5
3
21210619.43600/10
6.24014.692?=??='=
6.312=?t ℃
2
5
2
2221.86
.31180010
=
误差为05.0047.05
.81.811max
min ?=-
=-
S S ，迭代计算结果合理，取平均传热⾯积
2
m
3.82
5
.81.8=+=
S
结算结果列表效数
1
2
冷凝器
加热蒸汽温度(℃) 155.3 82 38.8 操作压强P i /
(KPa) 450 7 7 溶液沸点t i ℃ 86.6 51.2 完成液浓度(%) 25.7 49 蒸发⽔量W i Kg/h 692.4 570.4 ⽣蒸汽量D Kg/h 887.6 692.4 传热⾯积S i m 2 8.3
8.3
第三章蒸发器⼯艺尺⼨计算
蒸发器的主要结构尺⼨（以下均以第⼀效为计算对象）我们选取的中央循环管式蒸发器的计算⽅法如下。

§3·1 加热管的选择和管数的初步估计
§3·1·1加热管的选择和管数的初步估计
蒸发器的加热管通常选⽤38*2.5mm ⽆缝钢管。

加热管的长度⼀般为0.6—2m ，但也有选⽤2m 以上的管⼦。

管⼦长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、溶液的起泡性和⼚房的⾼度等因素来考虑，易结垢和易起泡沫溶液的蒸发易选⽤短管。

根据我们的设计任务和溶液性质，我们选⽤以下的管⼦。

可根据经验我们选取：L=0.8M ，φ38?2.5mm
可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管⼦数n ’，
53
4
.110
3814.33
.8)
0==
-=
'-L d S
π（根）
式中S=----蒸发器的传热⾯积，m2，由前⾯的⼯艺计算决定（优化后的⾯积）； d0----加热管外径，m ； L---加热管长度，m ；因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热⾯积，则计算n ’时的管长应⽤（L —0.1）m.
§3·1·2循环管的选择
循环管的截⾯积是根据使循环阻⼒尽量减⼩的原则考虑的。

我们选⽤的中
央循环管式蒸发器的循环管截⾯积可取加热管总截⾯积的40%--100%。

加热管的总截⾯积可按n ’计算。

循环管内径以D1表⽰，则
mm
d n D d D i 24033530.1)0.1~4.0(4
n 100%)(40%`~4
12
i
2
1
=??=
'=
'=π
π
对于加热⾯积较⼩的蒸发器，应去较⼤的百分数。

选取管⼦的直径为：
mm
5.6245?Φ，53根。

循环管管长与加热管管长相同为1.5m 。

按上式计算出的D1后应从管规格表中选取的管径相近的标准管，只要n 和n ’相差不⼤。

循环管的规格⼀次确定。

循环管的管长与加热管相等，循环管的表⾯积不计⼊传热⾯积中。

§3·1·3加热室直径及加热管数⽬的确定
加热室的内径取决于加热管和循环管的规格、数⽬及在管板撒谎能够的排列
⽅式。

加热管在管板上的排列⽅式有三⾓形排列、正⽅形排列、同⼼圆排列。

根据我们的数据表加以⽐较我们选⽤三⾓形排列式。

管⼼距t 为相邻两管中⼼线之间的距离，t ⼀般为加热管外径的1.25—1.5倍，⽬前在换热器设计中，管⼼距的数据已经标准化，只要确定管⼦规格，相应的管⼼距则是定值。

我们选⽤的设计管⼼距是：mm 48t =
加热室内镜和加热管数采⽤作图法，亦可采⽤计算的⽅法。

以三⾓形排列说明计算过程。

图1-6所⽰。

⼀根管⼦在管板上按正三⾓形排列时所占据的管板⾯积（图中阴影部分⾯积为）： 2
2886.0sina t
t F mp == 式中：a=60;t--管⼼距，m;
当加热管数为n 时，在管板上占据的中⾯积 F (
)
2
2
3
1154.07
.010
48886.053n mm F mp -=
Φ
=
式中：F 1--管数为n 时在管板上占据的总⾯积，φ—管板利⽤系数，φ=0.7-0.9；当循环管直径为D 1时，则棺板的总⾯积为 F 2(
)
2
2
3
3
2
1091.04
10
48210
24514.34
t 2mm D =??+??=
+=
--）
（π
式中：F 2--循环管占据管板的总⾯积， 2
m ；
2t —中央循环管与加热管之间的最⼩距离，m. 设加热室的直径
D ,则：
+
=
φ
π
866
.0nt 4
2
2
0D 4
t 22
1）
（+D π 2
245.0091.0154.0mm
=+=
由此求得D 0=559m 所以壳体内径为600m,厚度为9.0mm.
§3·1·4分离室直径与⾼度的确定
分离室的直径与⾼度取决于分离室的体积，⽽分离室的体积⼜与⼆次蒸汽的体积流量及蒸发体积强度有关。

分离室体积V 的计算式为：
3600**W
V U ρ=
式中V-----分离室的体积，m3; W-----某效蒸发器的⼆次蒸汽量，kg/h;
P-----某效蒸发器⼆次蒸汽量，Kg/m3 ， U-----蒸发体积强度，m3/(m3*s); 即每⽴⽅⽶分离室体积每秒产⽣的⼆次蒸汽量。

⼀般⽤允许值为U=1.1~1.5 m3/(m3*s)
根据由蒸发器⼯艺计算中得到的各效⼆次蒸汽量，再从蒸发体积强度U 的数值范围内选取⼀个值，即可由上式算出分离室的体积。

⼀般说来，各效的⼆次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式计算得到的分离室体积也不会相同，通常末效体积最⼤。

为⽅便起见，各效分离室的尺⼨可取⼀致。

分离室体积宜取其中较⼤者。

确定了分离室的体积，其⾼度与直径符合2
**4
V D H
π
=
关系，确定⾼度与直径应考虑⼀下原则：
（1）分离室的⾼度与直径之⽐H/D=1~2。

对于中央循环管式蒸发器，其分离室⼀般不能⼩于1.8m ，以保证⾜够的雾沫分离⾼度。

分离室的直径也不能太少，否则⼆次蒸汽流速过⼤，导致雾沫夹带现象严重。

（2）在条件允许的情况下，分离室的直径尽量与加热室相同，这样可使结构简单制造⽅便。

（3）⾼度和直径都适于施⼯现场的安放。

现取分离室中U=1.2m3/（m3*s ）；
3
m 19.25
.104837.036004
.5703600=??=
=
U
W V ρ。

H=1.8m ，
，D=1.2m §3·2接管尺⼨的确定
流体进出⼝的内径按下式计算
4S
V
d U π=
式中 s V
-----流体的体积流量 m3/s ；U--------流体的适宜流速
m/s ，
估算出内径后，应从管规格表格中选⽤相近的标准管。

§3·2·1溶液进出⼝
于并流加料的三效蒸发，第⼀效溶液流量最⼤，若各效设备尺⼨⼀致的话，根据第⼀效溶液流量确定接管。

取流体的流速为0.8m/s ；
m V
D 028.08
.014.3103036001875
4u
40==
=
π
所以取ф38X2.5mm 规格管。

§3·2·2加热蒸⽓进⼝与⼆次蒸汽出⼝
各效结构尺⼨⼀致⼆次蒸汽体积流量应取各效中较⼤者。

取流体的流速为30m/s
m V
D 157.030
14.33314.036004
.6924u
41==
=
π
所以取ф159X4.5mm 规格管。

§3·2·3冷凝⽔出⼝
冷凝⽔的排出⼀般属于液体⾃然流动，接管直径应由各效加热蒸⽓消耗量较⼤者确定。

取流体的流速为0.1m/s
m V
.014.3100036006
.8874u
42==
=
π
所以取ф57X2.5mm 规格管。

第四章、蒸发装置的辅助设备
§4·1⽓液分离器
蒸发操作时，⼆次蒸汽中夹带⼤量的液体，虽在分离室得到初步的分离，但是为了防⽌损失有⽤的产品或防⽌污染冷凝液，还需设置⽓液分离器，以使雾沫中的液体聚集并与⼆次蒸汽分离，故⽓液分离器或除沫器。

其类型很多，我们选择惯性式除沫器，起⼯作原理是利⽤带有液滴的⼆次蒸汽在突然改变运动⽅向时，液滴因惯性作⽤⽽与蒸汽分离。

取流体的流速为25m/s 在惯性式分离器的主要尺⼨可按下列关系确定：D0=D1；
D1：D2：D3=1：1.5：2 H=D3 h=0.4~0.5D1 D0--------⼆次蒸汽的管径，m D1--------除沫器内管的直
径，m
D2--------除沫器外管的直径，m D3--------除沫器外壳的直
径，m
H---------除沫器的总⾼度，m h---------除沫器内管顶部与器顶的
距离，m
m V
D 172.025
14.33314.036004
.6924u
40==
=
π
D1=172mm D2=258mm D3=344mm H=344mm h=86mm
选取⼆次蒸汽流出管：mm 0.5180?Φ除雾器内管：mm 5.6273?Φ除雾器外罩管：mm 0.9377?Φ
§4·2蒸汽冷凝器
蒸汽冷凝器的作⽤是⽤冷却⽔将⼆次蒸汽冷凝。

当⼆次蒸汽为有价值的产品需要回收或会严重地污染冷却⽔时，应采⽤间壁式冷却器。

当⼆次蒸汽为⽔蒸⽓不需要回收时，可采⽤直接接触式冷凝器。

⼆次蒸汽与冷凝⽔直接接触进⾏热交换，其冷凝效果好，被⼴乏采⽤。

现采⽤多孔板式蒸汽冷凝器：
§4·2·1由计算可知,进⼊冷凝器的⼆次蒸汽的体积流量可计算得到冷凝器的直径D
m V
D 229.020
14.304425.036004
.5704u
=
π取D=245mm
第五章⼯艺计算汇总表
5.⼯艺计算汇总表
效数
1 2 冷凝器加热蒸汽温度(℃) 155.3 82 38.8 操作压强P i / (KPa) 450 7 7 溶液沸点t i ℃ 86.6 50.4 完成液浓度(%) 25.7 49 蒸发⽔量W i Kg/h 692.4 570.4 ⽣蒸汽量D Kg/h 887.6 692.4 传热⾯积S i m 2
8.3
8.3
加热管管径(mm) 循环管管径(mm) 加热室内径(mm) 分离室直径(mm) 加热管与循环管长度(mm) φ=38*2.5
φ=245*6.5 φ=600*8
φ=1200
1500
溶液进出⼝管径
(mm)
加热蒸汽进⼝与⼆次蒸汽出⼝管径(mm)
冷凝⽔出⼝管径(mm) 分离室⾼度(mm) 加热管数（根）
φ=38*2.5
φ=159*4.5
φ=57*2.5
1800
53
第六章⼯艺流程图、蒸发器设备简图及加
热器的管⼦排列图
§4·1⼯艺流程图
§4·2
中央循环管切⾯图
中央循环管切⾯图
第七章课程设计⼼得
时光荏苒，⽩驹过隙。

转眼间，为期三周的化⼯原理课程设计就已经接近尾声了。

回⾸望去，⼼情格外的开阔，感慨颇多。

我忘不了和杨⽼师以及同学们⼀起度过的⽇⽇夜夜，忘不了我们组的⼏个⼈因为⼀个数据的来源⽽吵的⾯红⽿
)(T 11P D
00,t ,x F
1
1,x t
2
D 22,x t
3D
双效蒸发⽜乳浓缩⼯艺流程图
⾚，更忘不了看到⼀个个成果的喜悦………
⾸先，要感谢杨⽼师能给我们提供⼀个进⾏实践锻炼的舞台。

以前我们学过的知识只不过是纸上谈兵，⽽化⼯原理课程设计却是以门综合性课程，它不仅要求我们对化⼯设计有基础的了解，⽽且还要对化⼯原理、化⼯机械基础、化⼯热⼒学等⼀系列知识能够进⾏综合的运⽤，同时也对计算机软件和编程提出了较⾼的要求。

，
这次课程设计，我们⼩组共有5个⼈。

作为组长，我⾸先对他们进⾏了分⼯：三个⼈负责计算，⼀各⼈负责编程，以各⼈负责画图。

设计过程中，我们相互⿎励，相互帮助，发挥团队协作精神，齐⼼协⼒攻克了⼀个⼜⼀个难关，我主要负责画图。

开始，我⼀边⾃学Auto CAD，⼀边进⾏计算。

⼀段时间后，我开始着⼿进⾏流程图的画图。

由于是⾃学，所以边学边画，速度⽐较慢，错误也⽐较多。

但是在⾃⼰的摸索和同学们的相互帮助下，我逐渐掌握了Auto CAD的各种基本操作。

特别感谢杨⽼师，在我画图的过程中给与了⼤量的指导和⿎励，使我的图更加完善。

现在看到⾃⼰设计的流程图和设备图，⼼中⽆⽐充实。

想起⾃⼰为画图和设计⽽熬过的⼏个不眠之夜，⼼中由衷地感激值得！
这次设计，我不仅巩固了化⼯原理及相关知识，⽽且增强了团队的协作精神，同时也磨炼了意志。

相信这次课程设计会让我们更加注意理论与实践的结合，成为我们⼈⽣中⼀笔宝贵的财富！
参考⽂献：
1、《化⼯原理课程设计》天津⼤学天津科学技术出版社
柴城敬刘国维李阿娜编 P7~~P74 P186
2、《化⼯原理》合肥⼯业⼤学合肥⼯业⼤学出版社
崔鹏魏凤⽟编P114~~P190 P392~P395 P412
3、《化⼯⼯艺设计⼿册》上册第⼀版（修订）
国家医药管理局上海医药设计院编化学⼯业出版社 P385~P391
P671,P687, P654 ,P633 , P667,
4、《化学⼯程⼿册》第⼆版，上册第九篇蒸发，9-1~~9-20 化学⼯业出版社，时均，汪家⿍，余国琮，陈敏恒主编
5、《化⼯原理优化设计与解题指南》阮奇
6、梁虎，王黎，朱平，多效蒸发系统优化设计研究。

化学⼯程，1997，25？（6）；48~51
7、华南⼯学院化⼯原理教研组，化⼯过程设备设计，⼴州；华南⼯学院出版社；1987。

86~92
8、韦鹤平，最优化技术[m]，上海；同济⼤学出版社，1987，119~108
9、阮奇，黄诗煌，叶长桑，陈⽂波，多效蒸发系统油画设计⽬标函数的建⽴与求解，计算机与应⽤化学，2001
10、时钧，汪家⿍，余国综，陈敏恒，化学⼯程，第⼆版，上卷，北京，化学⼯业出版社，1996，1`108
11、张瑞⽣，沈才⼤，化学系统⼯程基础，上海，华东化⼯学院出版社，1991.234`235
12、谭学富，李茂林，王红⼼等，氢氧化钠⽔溶液多效蒸发调优，沈阳化⼯学院学报，1997.11（1），25`30。