单效降膜式蒸发器的设计

食品工程原理课程设计说明书单效降膜式蒸发器的设计姓名：学号：班级：指导老师：年月日目录1.前言1.1 概述1.2蒸发器选型2.单效蒸发工艺计算2.1 物料衡算2.2 热量衡算2.3 传热面积计算2.4 计算结果列表3.蒸发器主体工艺设计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3.1.2 循环管的选择3.1.3 加热室直径的确定3.1.4 分离室直径与高度的确定3.2 接管尺寸的确定3.3 进料方式及加热管排布方式的确定3.3.1进料方式的确定3.3.2加热管排布方式的确定3.4 仪表、视镜与人孔的确定3.5 蒸发器主要部件规格列表4.蒸发装置的辅助设备4.1 气液分离器4.2 蒸汽冷凝器5.结语致谢附表参考文献任务书一、设计意义二、蒸发工艺设计计算（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。

43028*10*10*0.542735/300*24*0.13X 13%W F*142735*131624/X 50%F kg hkg h===-=-=蒸发水量：（）（）（2）溶液沸点和有效温度差的确定由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) 加热蒸汽 500 151.7 2113.2 二次蒸汽 20602355单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，℃，①由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失则22'01(273.260)0.01620.01620.76423550.764*1.82 1.37T f r C+===∆==②由于溶液静压强所因引起的温度差损失由于本设计采用降膜式蒸发器，无静液压效应，所以 ''∆=0 ③由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失二次蒸汽由分离器到冷凝器的流动中，在管道内会产生阻力损失，也可能会散失热量了，这些能量消耗造成的温度损失，记作'''∆。

'''∆受管道长度、直径和保温情况等影响。

计算时，一般取'''∆=0.5~1.5K 。

本设计取'''∆=1.0K根据以估算的二次蒸汽压强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∑∆=∑∆/+∑∆''+ ∑∆'''=1.37+1=2.37℃由手册可查得500KPa 饱和蒸汽压的温度为151.7℃，汽化热为2113.2KJ/kg1151.760 2.3789.33m s t T T ∆=--∆=--=℃（3）加热蒸汽消耗量的计算加热蒸汽量可通过热量衡算求得，对图1做热量衡算：01()c l DH Fh WH F W h Dh Q +=+-++式中：H------加热蒸汽的焓，kJ/kg;'H ------二次蒸汽的焓，kJ/kg;h -------原料液的焓，kJ/kg; 1h ------完成液的焓，kJ/kg;ch ------- 加热室排除冷凝液的焓，kJ/kg;Q --------蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/kg;LQ -------热损失，可取Q 的某一百分数，kJ;01,c c -------分别为原料、完成液的比热，kJ(/kg. ℃).考虑溶液浓缩不大，将'H 取1t下饱和蒸汽的焓，则010()v LsFC t t Wr Q D r -++=式中,s v r r ---分别为加热蒸汽和二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg. 不计热量损失，则010()31624*235542735*3.75*(6025)37896.8/2113.5v s FC t t Wr D kg hr -++-===（4）蒸发器的传热面积的计算 传热面积方程为QS t =∆式中 Q---换热热流量，W 。

K----传热系数，W/（m 2·℃）. t ∆-传热温度差，℃ S-------传热面积，m 23737896.8*2113.2*10/3600 2.225*10s Q Dr W===89.33m t ∆=℃降膜式蒸发器的总传热系数为1200~3500 W/（m 2·℃），取K=2000 W/（m 2·℃）722.225*10124()2000*89.33m Q S m K t ===∆为安全计取s=124*1.18=146m 2 计算结果列表：三、蒸发器工艺尺寸计算我们选取的单效外热式循环管式蒸发器的计算方法如下。

（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=3m ，57 3.5mm φ⨯可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’，'30146281(0.1) 3.145710(30.1)S n d L π-⨯===-⨯⨯-（根） 式中：S----蒸发器的传热面积，m 2，由前面的工艺计算决定（优化后的面积）； d 0----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.（2）复核总传热系数馆内沸腾传热系数a i 按进口条件算。

桃汁的粘度取L μ=0.7*10-3Pa ·S3427353843.14*0.05*281*0.7*10*3600Li L MF d n μπμ-===（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：t 70mm =加热室内径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。

一根管子在管板上按正三角形排列时所占据的管板面积：22886.0sina t t F mp ==式中：a=60；t--管心距，m;当加热管数为n 时，在管板上占据的总面积 32212810.866(7010) 1.360.9mpnF F m 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，在管板上占据的总面积为233212(2) 3.14(5301027010)0.35244D t F m π--+⨯⨯+⨯⨯===式中：F 2--循环管占据管板的总面积， 2m ；2t —外加热循环管与加热管之间的最小距离，m. 设加热室的直径0D ，则：20124D F F π=+=1.36+0.352=1.712m由此求得D 0=1712mm ，经圆整取D 0=1700mm, 所以壳体内径为1700m ，厚度为10.0mm. （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**WV U ρ=式中:V-----分离室的体积，m 3； 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/m 3； U-----蒸发体积强度，m 3/(m 3*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 m 3/(m 3*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**4V D Hπ=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=1.2m 3/（m 3*s ）；33162456360036000.131 1.2W V m U ρ===⨯⨯取分离室的高度H=5.4m 则D=3.6m（5）接管尺寸的确定流体进出口的内径按下式计算d =式中sV -----流体的体积流量 m3/sU--------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。