降膜蒸发器的设计

食品工程原理课程设计说明书
降膜蒸发器的设计
姓名：
学号：
班级：
2013年 12月 27日
一 《食品工程原理》课程设计任务书
一 《食品工程原理》课程设计任务书 (2)
(1)．设计课题 (3)
(2)．设计条件 (3)
(3).设计要求 (3)
(4).设计意义 (3)
(5).主要参考资料 (4)
二 设计方案的确定 (4)
三 设计计算 (4)
3.1.总蒸发水量 (4)
3.2.加热面积初算 (5)
（1）估算各效浓度 (5)
（2）沸点的初算 (5)
（3）温度差的计算 (5)
（4）计算两效蒸发水量1W ，2W 及加热蒸汽的消耗量 1D (6)
（5）总传热系数K 的计算 (7)
（6）分配有效温度差，计算传热面积 (9)
3.3.重算两效传热面积 (9)
（1）.第一次重算 (9)
3.4 计算结果 (11)
四.简图 (13)
(1)．设计课题：番茄汁浓缩工艺装置的设计计算
(2)．设计条件：
题目1：番茄汁低温浓缩工艺装置的设计
设计任务及操作条件
生产能力：1500kg/h
原料固形物含量：10%
浓缩要求：使固形物质量分数浓缩至36%
液加入温度料：25℃
原料最高许可温度：58℃
浓缩液经冷凝后出口温度：25℃
加热介质：100℃的饱和蒸汽。

物料平均比热为3.50 kJ/(kg·K)，忽略浓缩热
试设计一套双效降膜蒸发系统，满足上述工艺要求。

(3).设计要求：
1.设计一套双效降膜蒸发系统（满足上述工艺要求并包括料液输送系统，蒸发
系统，冷凝水分离排除系统及真空系统）；
2.提交设计计算说明书一份，（应包括目录、设计计算任务书、设计方案的确
定、各系统的设计计算及设备选型、简略的技术经济分析、参考文献资料等。

须打印）；
3.工艺布置简图一幅（可附在设计计算书上）；
4.注意收集、阅读参考资料，形成设计方案；
5.提交日期：2013年12月27日。

(4).设计意义
(5).主要参考资料
1. 夏清、陈常贵主编，姚玉英主审，化工原理,天津大学出版社，2005，1
2. 华南理工大学化工原理教研组，化工过程及设备设计,华南理工大学出版社.1995
3. 化工设备的选择与工艺设计，中南工业大学出版社. 1992
4. 丛德滋等, 化工原理详解与应用, 化学工业出版社. 2002，7, 151-158
5. 张承翼 李春英，化工工程制图，化学工业出版社. 1997
6. 张桂昭，三效逆流加料蒸发器的设计，化工设计. 1996（6）：6-10
7. 蒋迪清等，食品通用机械与设备，华南理工大学出版社，2001，7，111-13
8. 各类化学工程学报、期刊、化工设备手册及其化工机械设备产品广告
二 设计方案的确定
一．对果汁进行浓缩的好处：
1.减少包装、运输和贮藏的费用；
2.防止腐败；
3.改善口感。

二.确定设计方案：
考虑到高温会破坏果汁的品质，故采用真空低温蒸发来对番茄汁进行浓缩操作；由处理物料（原料）的性质及设计要求知，番茄汁黏度大、不易生泡沫，考虑到经济和效率问题，选用双效降膜蒸发系统，根据设计要求，采用并流双效降膜式蒸发器蒸发。

选用2m 长φ38×3mm 的无缝不锈钢管作加热管。

三 设计计算
3.1.总蒸发水量
020.10(1)1500(1)1083.3/0.36
X W F kg h X =-=-=
3.2.加热面积初算
（1）估算各效浓度:
第一效蒸发后
1
01W F FX X -=
由经验公式：1W ：2W =1:1.1
而 121083.3/W W W kg h +==
解得 1515.87/W kg h =
2567.46/W kg h =
1X =15.24%（暂取15%）
（2）沸点的初算
查表：T=100℃时，P=101.33kpa ；T=25℃时，2P =3.1684kpa
设两效蒸汽压强相等
2101.33 3.168498.1616P P P kpa ∆=-=-=
198.1616101.3352.249222
P P P kpa ∆=-=-= 查的1P 时，沸点182.19w t =℃；2126w t T =+=℃，第二效加热蒸汽2T =1w t —1=81.19℃
（3）温度差的计算
将该溶液当作蔗糖溶液处理，有沸点的温度损失差为：
第一效时：
2
110.0162(273)0.22315.5
T f a ''⨯+'∆=⨯∆=⨯
2
0.0162(82.19273)0.22301.7
⨯+=⨯ 0.18=℃
第二效时：
2
220.0162(273)0.842432.7
T f a ''⨯+'∆=⨯∆=⨯ 2
0.0162(26273)0.842432.7
⨯+=⨯ 0.50=℃
对于降膜式蒸发器，不存在由液柱静压力引起的温度差损失，即0=∆'' 取管路引起的损失121=∆=∆''''''℃，
第一效沸点 ''''1111t T =+∆+∆=82.19+0.18+0=82.37℃
有效温差 111-t T t ∆==100—82.37=17.63℃
第二效沸点 ''''2222t T =+∆+∆=26+0.50+0=26.50℃
有效温差 222-t T t ∆==81.19—26.50=54.69℃
有效总温差
1217.6354.6972.32t t t ∆=∆+∆=+=∑℃
（4）计算两效蒸发水量1W ，2W 及加热蒸汽的消耗量 1D 由题意知溶液比热为k kg kj C ⋅=/5.30，查表得水的比热为4.220/w C kj kg k =⋅
作第一效热量衡算，得
11101111)(η'
'-+=r t t FC r r D W
其中
10.98η=
所以
10111111112258.42582.19()0.98(600 3.50)0.962512301.72301.7
r t t W D FC D D r r η''--=+=+⨯⨯=-----------------------①
同理作第二效热量衡算，得
21221101222[()]w r t t W W W W C F C W r r η''
-=-=+-----------------② 其中
20.98η=
所以
1112304.0(82.190.18)(260.50)1083.3[(3.501500 4.220)]0.982432.72432.7
W W W +-+-=+⨯-⨯
整理得
1516.85/W kg h =
代入①式可得：
1590.28/D kg h =
由②式可得：
21566.45/W W W kg h =-=
（5）总传热系数K 的计算
第一效时：
2215000.7850.0321029.236003600
4F u d π
ρ==⨯⨯⨯⨯0.5025/m s = e 40.0320.2011029.2R 112205.910
i l l l l d u ρμ-⨯⨯===⨯
e 240.032210.620.3416R 281736000.0320.785 2.82410
i v v
v v d u ρμ-⨯⨯===⨯⨯⨯⨯ 4r 5.9103940P 4.20.55
l p l l C μλ-⨯⨯=== 由降膜蒸发器的管内沸腾传热系数i α的关联式有：
)()(P R R )1283.1(25.0r 34.0e e 9.023.0l
v v l l v l i l
i i d d μμρρλα+= 4
0.230.340.90.2540.551029.2 2.82410(1.31280.032)112202817 4.2()()0.0320.3416 5.910
--⨯=+⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯
=418282/(w m ⋅℃）
饱和水蒸气的传热系数由下公式可求得：
23
1/40 1.13()rg L t
ρλαμ=∆ 231/449.8958.40.68212258.410001.13()217.63 2.82410
-⨯⨯⨯⨯=⨯⨯⨯⨯=43322/(w m ⋅℃） 传热外表面的总传热系数K 由下公式计算：
i
i m d d d d b K 0001111⨯+⨯+=αλα 13380.00138433241828323217.4
⨯⨯=++⨯⨯ 212602.42/(K w m =⋅℃）
第二效时：
同理可得：
e 2215000.0321153.6R 7600.7850.0321153.63600 2.1810
i l l
l l d u ρμ-⨯⨯===⨯⨯⨯⨯⨯ e 420.032222.710.3375R 24013.4621036000.0320.785i v v
v v
d u ρμ-⨯⨯===⨯⨯⨯⨯ 2r 2.18103353P 1330.55
l p l l u C λ-⨯⨯===
)()(P R R )1283.1(25.0r 34.0e e 9.023.0l
v v l l v l i l
i i d d μμρρλα+= 4
0.230.340.90.252
0.551153.6 3.46210(1.31280.032)3042401133()()0.0320.3375 2.1810--⨯=+⨯⨯⨯⨯⨯⨯⨯ 48246=2/(w m ⋅℃）
饱和水蒸气的传热系数由下公式可求得：
4/13
20)(13.1t
L rg ∆=μλρα 23
1/424230410009.89710.67471.13()3104/(3.50210254.69
w m -⨯⨯⨯⨯==⋅⨯⨯⨯℃） 传热外表面的总传热系数K 由下公式计算：
i
i m d d d d b K 0002111⨯+⨯+=αλα
10.003383831043217.44824632
⨯=++⨯⨯ 221813.17/(K w m =⋅℃） （6）分配有效温度差，计算传热面积
111-t T t ∆==100—82.37=17.63℃
222-t T t ∆==81.19—26.50=54.69℃
111211111590.282258.41000 6.878305417.633600
Q D r S m K t K t ⨯⨯=
===∆∆⨯⨯ 211222222515.8723041000 2.513600240954.69Q W r S m K t K t '⨯⨯====∆∆⨯⨯ 3.3.重算两效传热面积
（1）.第一次重算
由于两效传热面积相差太大，故应调整各效的有效温度差，并重复上述计算步骤再算重新分配有效温度差
112226.87817.63 2.5154.69 3.57517.6354.69S t S t S m t
∆+∆⨯+⨯===∆+∑ 1 6.87817.6333.93.575
t '⨯∆==℃ 2 2.5154.6938.393.575
t '⨯∆==℃ 校正各效沸点、蒸发水量和传热量
因第二效完成液沸点不变，所以22t =6℃
第二效加热蒸汽温度为222636.2262.22t t '+∆=+=℃
第一效二次蒸汽温度11262.2262.22163.22T ''''-=+∆=+=℃
01115000.1015.241500515.87
FX X F W ⨯===--％ 由1X 和1'T 得第一效沸点1T =63.38℃
10.98η=
10111111112258.42563.38()0.98(1500 3.50)0.943842347.42347.4
r t t W D FC D D r r η''--=+=+⨯⨯=- 20.98η=
21112349.7(63.220.16)(260.50).1083.3[(3.501500 4.220)]0.982432.72432.7W W W W +-+=-=+⨯-⨯
解得：121528.2/1083.3528.2555.1/617.28/W kg h
W kg h D kg h
==-==
112
222
211122528.22349.71000 5.236001813.173617.282258.41000 4.136002602.4236.6229.2D D r S m K r S m K t t ''⨯⨯=
==⨯⨯===⨯⨯⨯∆⨯∆ 两效的传热面积比较接近，故不在重算
3.4 计算结果
1.加热面积留适当的余量，故扩大13％，取S=5.22m
4 蒸发器主要工艺尺寸的计算
（1）加热室
传热管数目
5.2263.140.0322
S n dL π===⨯⨯根 管子采用正三角形排列
4c n ===根
采用胀管法，取t=1.5d 0
t=1.5d 0=1.5×38=57mm
取b’=1.5d 0
b’=1.5d 0=1.5×38=57mm
加热室的直径
'
(1)257(41)257285c D t n b mm
=-+=⨯-+⨯=
圆整后，取加热室直径D 为300mm.
（2）分离室
第一效蒸发：
取分离室高度为1.0m
由附录查得温度63.22℃蒸汽的密度为0.1568kg/m 3，所以二次蒸汽的体积流量为
31
1213.410.38/0.15683600
s W V m s ρ===⨯ 取允许的分离室蒸发体积强度Vs ’为1.2m 3/（m 3·s ）
分离室直径
211'
4s s V D H V π
=
10.64D m == 1 1.0 1.560.64
H D == 高径之比在1~2范围内。

第二效蒸发
取分离室高度为1.5m
由附录查得26℃蒸汽的密度为0.02696kg/m 3，所以二次蒸汽的体积流量为 32
2219.92 2.27/0.026963600
s W V m s ρ===⨯ 取允许的分离室蒸发体积强度Vs ’为1.2m 3/（m 3·s ），分离室直径
2 1.3D m == 2 1.5 1.151.3
H D == 高径之比在1~2范围内
四.简图
工艺流程
附细节图
蒸发器主体：它包括加热室和分离室，加热室用于蒸汽加热物料液，分离室用于料液蒸发出的水蒸气与溶液的分离。

除沫器：防止液滴随蒸汽带出；
冷凝器：冷凝二次蒸汽；
真空装置：维持蒸发系统的负压。