双效并流蒸发器设计说明书

食品工程原理课程设计说明书
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第一章任务书4
1. 设计任务与操作条件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确实定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加热室直径与加热管数目确实定12
§3·1·4别离室直径与高度确实定12
§3·2接收尺寸确实定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气液别离器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D15
第五章工艺计算汇总表15
第六章工艺流程图、蒸发器设备简图与加热器的管子排列
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. 设计任务与操作条件
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展浓缩，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、热量衡算与传热速率方程。

计算的主要项目有：加热蒸气〔生蒸气〕的消耗量、各效溶剂蒸发量以与各效的传热面积。

计算的参数有：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)根据工艺要求与溶液的性质，确定蒸发的操作条件〔如加热蒸气压强与冷凝器的压强〕，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。

假如求得的各效传热面积不相等，如此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
101.54⨯=1875kg/h
总蒸发量:W=F ⨯〔1-2
0X X 〕=1875⨯(1-49.016
.0 并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设1W :W 2
而W=W 1+W 2
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，如此总压强差为： X 1=0
1F X F W ⨯-=0.24; X 2= 0
12F X F W W ⨯--
§2·2溶液沸点和有效温度差确实定
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:
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∑∑∆--=∆)(/
1K T T t
式中
t ∆∑-----有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃。

1T -----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∆
如此
'2r T 2.16α∆=()75.09.2393602.2732.016.02
=+ 1
∆' =38.075.0⨯℃ ｆ=.0'2r T 2.16α∆=()66.06
.24018.392.2732.016.02
=+ =∆'28.1⨯℃
∑∆/
℃
§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ρ310⨯kg/m 3
Pm1==⨯⨯+
2
1
81.9030.19.19 Pm2=4.122
1
81.9030.14.7=⨯⨯+
KPa
对应的饱和溶液温度为: T 1
/pm ℃ ; T 2
/
pm ℃;
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
℃
"∆2= T
2
/
pm - T /
2
℃
∑∆''℃
§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 '
与温度差损失△，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
∑∆=∑∆/
+∑∆''+ ∑∆'''℃
溶液的沸点ti=Ti/+i ∆
=∆+∆+∆=∆///
1
//
1/
11
6.1114.919.13212=++=∆'''+∆''+∆'=∆℃
所以各效溶液沸点： ℃， ℃
℃，汽化热为2101.0KJ/kg ，所
3.992.178.383.155)(=--=∆∑-'-=∆∑K
S t T T ℃
§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 .假如在焓衡算式计入溶液的能缩热与蒸发器的热损失时，尚需考虑热利用系数η一般溶液的蒸发，η△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 ，1
i t ---------分别为 第i 效与第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
100/1111r 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 η111118210.04
.23130.2101904.0D D r r D =='
同理第二效的热衡算式为:
W ⎥⎦⎤
⎢⎣⎡'--+'
=22112212)(2t t t c W Fc r r W pw o η (a)
()785.024.049.07.0960.02=-⨯-=η
W ⎥⎦
⎤⎢⎣⎡'--+'=22112212)(2
t t t c W Fc r r W pw o η ⎥⎦
⎤⎢⎣⎡--⨯+⨯4.23134.506.64)160.489.31875(6.24014.2313
11W W =357361.01+W h W W /kg 8.126221=+
联立(a),(b),(c)式,解得:
W 1 W 2
D 1
§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
W r D Q 5311110027.53600/100.21014.861⨯=⨯⨯== 7.906.643.155111=-=-=∆t T t ℃
25
11112.67.9090010027.5m t K Q S =⨯⨯=∆=
W r W Q 5321210718.43600/106.24012.707⨯=⨯⨯='= 6.94.506021222=-=-'=-=∆t T t T t ℃
25
22223.276
.9180010718.4m 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
22213.83.996
.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=0
1F X F W ⨯-=
257.02.707187516.01875=-⨯; X2= 012F X F W W ⨯--==-⨯8
.1262187516
.01875 〔2〕 计算各效料液的温度℃，即 4.502=t ℃
如此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℃
第一效料液的温度也可如下计算
t 1℃
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 ℃
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
⎥⎦⎤
⎢⎣⎡'--+'
=221122122)(t t t c W Fc r r W W pw o η
()792.025.049.07.0960.02=-⨯-=η (b)
W ⎥⎦⎤⎢⎣⎡'--+'
=22112212)(2t t t c W Fc r r W pw o η
⎥⎦⎤⎢⎣⎡-⨯+⨯8.24030.45-6.68)160.489.31875(8.2403
7.2273
11W W 866995.01+=W
h W W /kg 8.126221=+ 〔c 〕
联立(a),(b),(c)式,解得 W 1 W 2
D 1
与第一次结果比拟，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 5311110180.53600/100.21016.887⨯=⨯⨯== 7.671=∆t ℃
25
11115.87
.6790010180.5m t K Q S =⨯⨯=∆=
W r W Q 5321210619.43600/106.24014.692⨯=⨯⨯='= 6.312=∆t ℃
25
22221.86
.31180010619.4m t K Q S =⨯⨯=∆=
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2m 3.82
5.81.8=+=S
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。

—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⨯
可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n ’，
534
.1103814.33
.8)1.0(n 30=⨯⨯⨯=-='-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，如此计算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如此考虑的。

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，如此
mm
d n D d D i 24033530.1)0.1~4.0(4n 100%)(40%`~412
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一样为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，循环管的外表积不计入传热面积中。

§3·1·3加热室直径与加热管数目确实定
加热室的内径取决于加热管和循环管的规格、数目与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拟我们选用三角形排列式。

—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，相应的管心距如此是定值。

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〔图中阴影局部面积为〕： 2
2886.0sina t t F m p ==
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 ()
22
31154.07
.01048886.053n 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，如此棺板的总面积为
F 2()
22
3
32
1091.04
10
4821024514.34t 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0D ,如此：
+
⨯=
φ
π
866
.0nt 4
22
0D 4t 22
1）（+D π
2245.0091.0154.0mm =+=
由此求得D 0=559m 所以壳体内径为600m,厚度为9.0mm.
§3·1·4别离室直径与高度确实定
别离室的直径与高度取决于别离室的体积，而别离室的体积又与二次蒸汽的体积流量与蒸发体积强度有关。

别离室体积V 的计算式为：
3600**W
V U ρ=
式中V-----别离室的体积，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); 即每立方米别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X 围内选取一个值，即可由上式算出别离室的体积。

一般说来，各效的二次蒸汽量不一样，其密度也不一样，按上式计算得到的别离室体积也不会一样，通常末效体积最大。

为方便起见，各效别离室的尺寸可取一致。

别离室体积宜取其中较大者。

确定了别离室的体积，其高度与直径符合
2**4V D H
π
=关系，确定高度与直径应考虑一下原如此： 〔1〕别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，其别离室一般不能小于1.8m ，以保证足够的雾沫别离高度。

别离室的直径也不能太少，否如此二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。

〔2〕 在条件允许的情况下，别离室的直径尽量与加热室一样，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。

现取别离室中U=1.2m3/〔m3*s 〕；
3m 19.25
.104837.036004
.5703600=⨯⨯==U W V ρ
§3·2接收尺寸确实定
流体进出口的内径按下式计算
d =
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，假如各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量确定接收。

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
m V
D 053.01
.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气液别离器
蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽在别离室得到初步的别离，但是为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液，还需设置气液别离器，以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸汽别离，故气液别离器或除沫器。

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别离。

取流体的流速为25m/s 在惯性式别离器的主要尺寸可按如下关系确定：D0=D1；
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展热交换，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
40=⨯⨯⨯⨯=
=
π 取D=245mm
第五章 工艺计算汇总表
第六章 工艺流程图、蒸发器设备简图与加
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。

我忘不了和杨教师以与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，要感谢杨教师能给我们提供一个进展实践锻炼的舞台。

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根底的了解，而且还要对化工原理、化工机械根底、化工热力学等一系列知识能够进展综合的运用，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，我首先对他们进展了分工：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，一边进展计算。

一段时间后，我开始着手进展流程图的画图。

由于是自学，所以边学边画，速度比拟慢，错误也比拟多。

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的各种根本操作。

特别感谢杨教师，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与相关知识，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：
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2、《化工原理》某某工业大学某某工业大学
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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，时均，汪家鼎，余国琮，陈敏恒主编
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6、梁虎，王黎，朱平，多效蒸发系统优化设计研究。

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