中央循环管式蒸发器项目设计方案
中央循环管式蒸发器项目设计方案
第一章设计方案的确定
蒸发是用加热的方法，在沸腾的状态下使溶液中具有挥发性的溶剂部分汽化的单元操作。蒸发操作广泛用于化工、轻工、制药、食品等许多工业中。
蒸发操作条件的确定主要指蒸发器加热蒸汽的压强（或温度），冷凝器的操作压强（或温度）的确定，正确选择蒸发的操作条件，对保证产品质量和降低能耗极为重要。
1.1 蒸发器的类型与选择
随着工业技术的发展，新型蒸发设备不断出现。在工业中常用的间接加热蒸发器分别为循环型和单程型两大类。循环型的蒸发器中有中央循环管式、悬框式、外加热式、列文式及强制循环管等，单程型的蒸发器有升膜式、降膜式、升-降膜式等。本设计选择中央循环管式蒸发器。因为循环型蒸发器中的中央循环管式又称标准式蒸发器，在化学工业中应用广泛。结构和原理：其下部的加热室由垂直管束组成，中间由一根直径较大的中央循环管。当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内气液混合物的平均密度较小。在密度差的作用下，溶液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。
这种蒸发器结构紧凑，操作可靠，传热效果好。但溶液的循环速度低，传热温差小，影响了传热。在中央循环管内安装一旋浆式搅拌器即构成强制循环蒸发器，可是液体的循环速度提高2～3倍。
1.2 蒸发操作条件的确定
1.2.1 加热蒸汽压强的确定
蒸发是一个消耗大量加热蒸汽而又产生大量二次蒸汽的过程。从节能观点出发，应充分利用二次蒸汽作为其它加热用的热源，即要求蒸发装置能够提供温度较高的二次蒸汽。这样既可以减少锅炉产生蒸汽的消耗量，又可以减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高了蒸汽利用率。因此，能够采用较高温度的饱和蒸汽
作为加热蒸汽是有利的，但是通常所用饱和蒸汽温度不超过180℃，超过时相应的压强就很高，这将增加加热的设备费和操作费。
根据以上论述选加热蒸汽压强为600 kPa。
1.2.2 冷凝器操作压强的确定
若一效采用较高压强的加热蒸汽，则末效可采用常压或加压蒸发，此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用。而且各效操作温度高时，溶液黏度低，传热好。若一效加热蒸汽压强低，末效采用真空操作。此时各效产生的二次蒸汽温度低，进入冷凝器需要消耗大量冷却水，而且溶液黏度大，传热差。
根据以上论述选冷凝器的压强为30kPa。
第二章蒸发工艺的设计计算
多效蒸发工艺计算的主要依据是物料衡算、热量衡算及传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸汽（生蒸汽）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，加热蒸汽的压强和冷凝器中的压强等。
2.1 蒸发器的设计步骤
多效蒸发的计算一般采用试差法。
（1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽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）根据经验假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各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为止。
2.2 各效蒸发量和完成液浓度的估算
本设计任务条件是：糖水溶液处理量：890 T/d ；溶液浓度12%；温度20 ℃；完成液浓度50%。
原料液加料量 F=8901000
24?=37083.33 kg/h
总蒸发量 W=F(1-30x x )=37083.33×（1-0.120.50
）=28183.33 kg/h
式中：W —— 总蒸发量 kg/h ；F —— 进料流量 kg/h ；0x —— 初始液浓度；
n x —— 完成液浓度。
因并流加料，蒸发中无额外蒸汽引出，假设各效蒸发量相等，即 1W =2W =3W =W 3
=28183.33
3=9394.44
1W 、2W 、3W 分别表示第一效、第二效、第三效蒸发量。 各效完成液的浓度为：011Fx 37083.330.12
F-W 37083.339394.44
x ?=
==-16.7% 2012Fx 37083.330.12
F-W -W 37083.3329394.44
x ?=
==-?24.32%
03123Fx 37083.330.12
F-W -W -W 37083.3339394.44
x ?=
==-?50%
其中：1x —— 第一效完成液浓度； 2x ——第二效完成液浓度；
3x ——第三效完成液浓度。
2.3溶液沸点和有效温度差的确定
选定加热蒸汽压强1P =600kpa ，冷凝器中的操作压强'
n P =30kpa ：
其它各效二次蒸汽的压强按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即：
n P P P n '-=
?1
故第i 效二次蒸汽压强i P '为：
P i P P i ?-='
1
式中 ΔP —— 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差； 1P 第一效加热蒸汽的压强；
'
n P —— 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强。
第一效 '
11P P P =-?=600-190 kPa
第二效 '22P P P =-?=600-2×190=220 kPa 第三效 '33P P P =-?=600-3×190=30 kPa
由各效的二次蒸汽压强，查得相应的二次蒸汽的温度及汽化潜热列于表2-1。
表2-1不同压力下蒸汽温度和汽化潜热
2.3.1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失?/
根据各效的二次蒸汽温度'
i T 和各效完成液的组成i x ,查得各效溶液的沸点t Ai 分别为: 表2-2糖液不同质量分数对应的常压沸点升高
则各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为：
()2
2'
'113144.2627316.216.20.220.292135.8810T a r +?=?=??=?
℃ ()2
2'
'223119.7627316.216.20.370.422205.8610T a r +?=?=??=?
℃ ()2
2'
'333
66.527316.216.2 1.8 1.442333.710T a r +?=?=??=?
℃
2.3.2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较高，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，溶液内部沸点按液面与底部的平均压强Pm 下水的沸点和二次蒸汽的压强'P 下水的沸点差估算，平均压强近似按静力学方程估算：
管长大概为2.5～3m,所以选m l 5.2=
'i gh
2
m p p ρ=+
式中： m p ——蒸发器中液面与底层的平均压强，Pa ；
'i p ——二次蒸汽的压强，Pa ； ρ——溶液的平均密度，kg/ 3m ； h ——液层高度，m 。
可查得不同糖液浓度下的密度见表2-3。
表2-3 不同糖液浓度下的密度
1'31410101063.29.81 2.2/2421472.992m p p Pa =+
=?+??=
2'32gh
220101098.49.81 2.2/2231852.832m p p Pa ρ=+=?+??=
3'33gh
301012309.81 2.2/243272.932
m p p Pa ρ=+=?+??=
根据各效溶液压强查得对应的饱和溶液温度见表2-4。
'''11145.25144.260.99m T T ?=-=-=
℃
'''22121.11119.76 1.35m T T ?=-=-= ℃ '''3377.0366.510.53m T T ?=-=-= ℃
2.3.3由流动阻力而引起的温度差损失?'''
在多效蒸发中末效以前各效的二次蒸汽流到下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 ，根据经验其值选取1 ℃。
即?'''=1?'''=2?'''=3?'''=1 ℃,
2.3.4各效溶液的沸点和有效总温度差
各效温度差损失 ''''''11110.290.991 2.28?=?+?+?=++= ℃ ''''''22220.440.391 1.83?=?+?+?=++= ℃ ''''''3333 1.4410.53112.97?=?+?+?=++= ℃ 溶液的沸点为 i ?-=‘i i T t
所以可得：各效溶液沸点为 111T 144.26+2.28=146.54t =+?=‘
℃
222T 119.76+2.77=122.53t =+?=‘ ℃ 333T 66.5+12.97=79.47t =+?=‘ ℃
1T '、2T '、3T '—分别为第一效、第二效和第三效二次蒸汽的温度，℃。 查表得600 kPa 饱和蒸汽的温度为0T =158.7℃、汽化潜热为1r =2091.1kJ/kg 各效传热温度差 101t t 158.7146.5412.16T ?=-=-= ℃ 212t t 44.26124.8319.43T ?=-=-=’ ℃ 323t t 12379.4743.53T ?=-=-=’ ℃
0T 、1T '、2T '—分别为第一效、第二效和第三效加热蒸汽的温度，℃。
2.4加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算
原料液的比热po C 可视为定值为3.95 kJ /（kg ﹒℃）， 水的比热 pw C =4.187 kJ /（kg ﹒℃）。
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 效加热蒸汽量，kg/h ，当无额外蒸汽引出时，i-1=W i D
i r ，'i r —为第i 效加热蒸汽，二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg ，且i r 'i-1=r ；
i t ，1-i t —分别为第i 效及第i-1效溶液的沸点；
，
i η—为第i 效的热利用系数，均取0.98；
，，，，..
第一效的焓衡量式为：)(
110011
111r t t FC r r D W p '
-+'=η 因沸点进料， 10t t =，
所以 11111
r r D W '=η1
12091.1D 0.98=0.96D 2135.88=? (kg/h) (a) 第二效的热衡算式为 ])([
2211022222r t t C W FC r r D W pw p '
--+'=η ()()112135.8837083.33 3.95W 4.187146.54-124.830.982196.92W ?+?-???
=?????
1=1418.56+0.91W （kg/h ） （b ）
第三效的热衡算式为 ])([
33221033333r t
t C W C W FC r r D W pw pw p '
---+'=η ()()2122196.9237083.33 3.95W 4.187-W 4.187124.83-79.470.982333.7W ?+?-????=???
??
1=3985.74+0.69W （kg/h ） （c ） 又因W =1W +2W +3W =28183.33 kg/h （d ） 联立式（a ）至式（d ），可得
1W =8761.17 kg/h 2W =9391.22 kg/h
3W =10030.95 kg/h
1D =9126.22 kg/h
2.5估算蒸发器的传热面积
由传热速率方程i i i i t S K Q ?=得：i
i i
i t K Q S ?=
式中 i Q ---第i 效的传热速率，W 。 i K ----第i 效的传热系数，W/（m 2 ℃）. i t ?---第i 效的传热温度差，℃ i S -------第i 效的传热面积，m 2
i K 值见表2-5。
表2-5
3
1119126.222091.110Q =D r =5301066.29W
3600??=
则第一效蒸发器传热面积为21111Q 5301066.29
S =
145.31K t 300012.16
m ==?? 3
'
211
8761.172135.8810Q =W r =5198002.16W 3600??=
则第二效蒸发器传热面积为22222Q 5198002.16
S =
140.80K t 190019.43
m ==?? 3
'
3229391.222196.9210Q =W r =5731044.18W
3600??=
则第三效蒸发器传热面积为2
3333Q 5731044.18
S =
119.69K t 110043.53m ==??
2.6温差的重新分配与试差计算
因
313145.31119.69
0.1760.04145.31
S S S --==<，误差较大，故应调整正各效的有效温度差，重复上述计算步骤。
2.6.1重新分配各效的有效温度差
2
112233145.3112.16140.8019.43119.6943.53
129.30m 12.1619.4343.53S t S t S t S t
?+?+??+?+?=
==?++∑
重新分配有效温度差，得
'111145.31t t 12.1613.67129.3S S ?=?=?=
℃
'222140.80t t 19.4321.16129.3S S ?=
?=?= ℃ '333119.69t t 43.5340.29129.3S S ?=?=?= ℃
1t ?、2t ?、3t ?—分别为第一效、第二效和第三效的传热温度差，℃； S 1、S 2、S 3—分别为第一效、第二效和第三效蒸发器传热面积，2m 。
2.6.2重复上述计算步骤
（1）由所求得的各效蒸发量1W 、2W ，求各效料液的浓度，它们分别为
011Fx 37083.330.12
15.71F-W 37083.338761.17
x ?=
==-% 2012Fx 37083.330.12
23.51F-W -W 37083.338761.179391.22
x ?=
==--%
3x =50%
0x —原料液的浓度；
F —原料液的进料量，kg/h ； （2）计算各效料液的沸点
表2-6
因末效完成液浓度和冷凝器压力均不变，各种温度差损失及溶液沸点可视为恒定，即''''''3333 1.4410.53112.97?=?+?+?=++=
℃，故末效溶液的沸点3t 仍
为79.47 ℃,而'3t 40.29?=℃,则第三效加热蒸汽的温度（即第二效二次蒸汽温度）为 ''323340.2979.47119.76T T t t ==+?=+= ℃
则()2
'2'
'223
119.7627316.216.20.370.422205.8610T a r +?=?=?
?=?℃ 2'32gh
197.22101096.159.81 2.2/2209048.552
m p p Pa ρ=+
=?+??=
查表知m T =121.11℃
'''11121.11119.76 1.35m T T ?=-=-=℃
'''21?=℃
121T 143.69+2.11=145.71t =+?=‘℃
2T =''122221.16119.76 2.77143.69T t t =+?+?=++=℃
由第一效、第二效的二次蒸汽的温度'1T ，'2T 查表知气化潜热 '
i r 二次蒸汽压强'i P 如下表所示
表2-7
()2
'2''1
13
143.6927316.216.20.210.282138.1210T
a r +?=?=?
?=?℃ 1'31gh
400.53101061.989.81 2.2/2411989.832
m p p Pa ρ=+
=?+??=
由1m p 查表可知水的沸点m T =144.43℃
'''11144.43143.60.83m T T ?=-=-=℃
'''11?=℃
''''''11110.280.831 2.11?=?+?+?=++=℃
111T 143.69+2.11=145.71t =+?=‘
℃
（3）各效的焓衡算 第Ⅰ效：
111
11
1'12091.1D 0.98=0.96D 2138.12
D r W r η==? （h kg /） （e ） 第Ⅱ效：
])([
2211022222r t
t C W FC r r D W pw p '
--+'=η ()()112138.1237083.33 3.95W 4.187145.71-122.530.982205.86W ?+?-???=?????
10.901493.97W =+ （h kg /） （f ）
第Ⅲ效：
])([
33221033333r t
t C W C W FC r r D W pw pw p '
---+'=η ()()2122205.8637083.33 3.95W 4.187-W 4.187122.53-79.470.982333.7W ?+?-????=???
??
10.6893918.97W =+ （h kg /） （g ）
又因W =1W +2W +3W =28183.33 kg/h （h ） 联立式（e ）至（h ），可得
1W =8791.66 h kg / 2W =9406.46 h kg /
3W =9976.42 h kg /
1D =9157.98 h kg / （4）计算蒸发器的传热面积
3
1119157.982091.110Q =D r =5319514.44W
3600??=
则第一效蒸发器传热面积为21111Q 5319514.44
S =
129.71K t 300013.67
m ==?? 3
'
211
8791.662138.1210Q =W r =5221562.24W
3600??=
则第二效蒸发器传热面积为22222Q 5221562.24
S =
129.88K t 190021.16
m ==?? 3
'
3229406.462205.8610Q =W r =5763703.85W
3600??=
则第三效蒸发器传热面积为23333Q 5763703.85
S =
130.05K t 110040.29
m ==?? 因
313130.05129.71
0.00260.04130.05
S S S --==< 计算误差在0.04以下，试差结果合理。其各效溶液浓度无明显变化，不需重新计算。 取面积2123S S 129.88130.05129.71
110%110%14333
S S m ++++=
?=?=
第三章 蒸发器的主要结构工艺尺寸的设计
中央循环管式蒸发器主体分为加热室和分离室，加热室由直立的加热管束组成，管束中间为一根直径较大的中央循环管；分离室是汽液分离的空间。其主要结构尺寸包括：加热室和分离室的直径和高度；加热管和循环管的规格，长度及在花板上的排列方式等。这些尺寸的确定取决于工艺计算结果，主要是传热面积。
我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。
3.1 加热管的选择和管束的初步估计
加热管通常选用mm 5.225?φ，mm 5.238?φ，mm 5.357?φ等几种规格的无缝钢管，长度一般为2-6m 。管子长度的选择应根据溶液结垢的难易程度，溶液的起泡性和厂房的高度等因素综合考虑。本次设计加热管选用mm 5.238?φ长度为3 m 的无缝钢管。 由下式估算所需管数：()()
'0143
=
4140.1 3.140.03830.1S n d L π==-?-根
式中S ——蒸发器的传热面积，2m ；
0d ——加热管的管径，m ；
L ——加热管长度，m 。
因加热管固定在管板上，考虑到管板厚度占据的传热面积，计算n '时的管长用（L-0.1）m 。为完成传热任务所需的最小实际管数n 只有在管板上排列加热管后才能确定。
3.1.1 循环管直径的选择
循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减少的原则来考虑的。其截面积可以取加热管总截面积的40％～100％，若以表示1D 循环管内径，则：
212
14
)1~4.0(4
d n D π
π-
'=
()11382 2.50.425D m ==-?= 对于加热面积小的蒸发器，应取较大的的百分数。查管规格表，所以本设计选取的循环管应选用42612mm φ?的管子，长度为3 m 。
3.1.2 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、数目及在管板上的排列方式。加热管在管板上的排列方式有三角形、正方形、同心圆等，目前以三角形居多。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，管心距的数值已经标准化，管子规格确定后，相应的管心距则为定值。
表3-1 三角形排列时加热管直径与管心距的关系
加热室内径和加热管数采用作图法来确定，具体做法是：先计算管束中心线上管束c n ，管子按正三角形排列时，
n n c 1.1= 管子按正方形排列时，
n n c 19.1= 式中n ——总加热管数
以三角形排列初步估算加热室内径，即
1.141423n ==?=
加热室内径()()0121~1.5i c D t n d =-+?()482312 1.538=?-+??1170mm = 根据初估加热室内径值和容器公称直径系列，试选一个内径作为加热室内径，并以此内径和循环管外径作同心圆，在同心圆的环隙中，按加热管的排列方
式和管心距作图。作图所得管数n 必须大于初始值'n ，如不满足，应令选一设备内径，重新作图，直至合适为止。壳体内径的标准尺寸列于表3-2中，作为参考。
表3-2 壳体的尺寸标准
根据表选取加热室壳体内径为1200mm ，壁厚为12 mm 。 根据绘图可知管数为426根。
3.1.3分离室直径和高度的确定
分离室的直径和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。
分离室体积的计算式: 33600m U
W
V ρ=
式中V ——分离室的体积，3m ；
W ——某效蒸发器的二次蒸汽流量，kg/h ； ρ——某效蒸发器的二次蒸汽密度，；
3/m kg U ——蒸发体积强度，)/(33s m m ?，即每立方米分离室每秒钟产生的二次蒸汽量，一般允许值为)/(5.1~1.133s m m ?。
现取分离室中U=1.1）s m m ?33/(；而二次蒸汽的密度见表3-3。
根据前述计算值到代入分离器体积的计算式可得：
31118791.66
1.028********
2.16 1.1
W V m U ρ=
==??
32229406.46
2.1436003600 1.11 1.1
W V m U ρ=
==??
3
3339976.42
14.82360036000.17 1.1
W V m U ρ=
==??
一般情况下，各效的二次蒸汽量是不同的，且密度也不相同，按上述算出的分离室体积也不相同，通常末效体积最大。为了方便起见，设计时各效分离室尺寸可取一致。分离室体积宜取其中最大者。所以分离器的体积选取其中的最大者，即314.82V m =
分离室体积确定后，其高度H 与直径D 符合下列关系：H D V 24
π
=
2~1/=D H 。对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般不能小于1.8 m ，以保证足够的雾沫分离高度。分离室的直径也不能太小，否则二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。
根据上述原因，取/ 1.5H D = 代入值，解得 2.33D =m ， 3.5H =m
3.2接管尺寸的确定
流体进出口的内径按下式计算u
V d s
π4=
式中 s V -----流体的体积流量 m 3/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溶液的进出口管
对于并流加料的三效蒸发，第一效溶液的流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量来确定接管。取适宜流速选取s m u /2=则
0.079d m =
==
= 所以选用89 3.5mm φ?无缝不锈钢管。
3.2.2加热蒸汽与二次蒸汽接管
查表已知31 2.161/kg m ρ=，32 1.113/kg m ρ=，330.172/kg m ρ=；又适宜的饱和蒸汽流速一般在30和50 （s m /）之间取u =50s m /。
31
11
8791.66
1.130/3600
2.161
W V m s ρ=
=
=?
32
22
9406.46
2.348/3600 1.113
W V m s ρ=
=
=?
33
33
9976.42
16.112/36000.172
W V m s ρ=
=
=?
0.24d m =
== 可以由不锈钢管规格表查得选取的蒸汽接管规格为27316mm φ?。
3.2.3冷凝水出口
冷凝水的排出一般属于液体自然流动（u=0.8-1.8 m/s ），接管直径应由各效加热蒸汽消耗量较大者确定。
第三效的蒸汽冷凝量为9976.42h kg /；由手册查得，70℃时冷凝水的密度为
3/975m kg =ρ；
适宜流速选为0.4s m /。 可计算冷凝水出口管径：
0.034d m =
== 可以由不锈钢管规格表查得选取的冷凝水出口管径规格为mm 240?φ。
第四章 蒸发装置的辅助设备的设计
蒸发装置的辅助设备主要包括气液分离器与蒸汽冷凝器。
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分离，但为了防止有用的产品损失或污染冷凝液体，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，故气液分离器又称为捕沫器或除沫器。其类型很多，设置在蒸发器分离室顶部的有简易式、惯性式及网式除沫器等，在蒸发器外部的有折流式、旋流式及离心式除沫器等。
惯性式除沫器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。其结构简单，中小型工厂中应用较多。本设计选用惯性式除沫器。
惯性式除沫器的主要尺寸的计算： 01240D D mm ≈= 规格选取27316mm φ?
2:5.1:1::321=D D D 211.5360D D mm == 312480H D D mm ===
10.5120h D mm ==
式中0D ——二次蒸汽的管径，m ；
1D ——除沫器的内管的直径，m ； 2D ——除沫器外罩管的直径，m ；
3D ——除沫器外壳直径，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 。
4.2蒸汽冷凝器主要类型
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污染冷却水时，应采用间壁式冷却器，如列管式、板式、螺旋板式及淋水式等热交换器。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。二次蒸汽与冷却水直接接触进行热交换，其冷却效果好、结构简单、操作方便、价格低廉，因此被广泛使用，故在本设计中选用直接接触式冷凝器。 直接接触式冷凝器有多孔板式、水帘式、填充塔式及水喷射式等。
表4-2各种型式蒸汽冷凝器的性能
综合考虑各种设备的性能，本设计选用水喷射式蒸汽冷凝器。
水喷射式冷凝器的工作原理是冷却水依靠泵加压后经喷嘴雾化使二次蒸汽冷凝。不凝气也随冷却水由排水管排出。此过程产生真空，则不需要真空泵就可以造成和保持系统的真空度。但单位二次蒸汽所需的冷却水量大，二次蒸汽量过大时不宜采用。
4.3蒸汽冷凝器的设计与选用
4.3.1工作水量的计算
对以冷凝为主的水喷射式冷凝器，其冷却水用量决定于被冷凝蒸汽的热焓、冷却水的进出口温度，按下式计算：
冷却水用量39976.42/D W kg h ==，冷却水进出口温度分别为201=t ℃，
402=t ℃ 平均温度12
302
t t t +=
=℃ 由平均温度查得：)/(187.4C kg kJ C p ??=； 蒸汽的焓kg kJ I /4.2606=
()
122)
(t t C t C I D W P P --=
()
()
59976.422606.4 4.18740 2.910/4.1874020kg h ?-?=
=??-
式中W ——冷却水用量，；h g /k
D ——冷凝蒸汽量，；h g /k I ——蒸汽的焓，；
kg J /k 21,t t ——冷却水进出口温度，℃（冷却水可循环使用）；
p C ——冷却水平均比热，?g J k /(k ℃）。
4.3.2喷射器结构尺寸的计算
（1）喷嘴数n 及喷嘴直径0d
工作水通过喷嘴的压强差60030570P kpa ?=-= 由平均温度查得水的密度3995.7/kg m ρ=， ψ取0.95 通过一个喷嘴的水流速度为：
10.9532.14/u m s ψ
=== 式中P ?——工作水通过喷嘴的压强差，Pa,即工作水进口压强与混合室（吸入压
强）压强之差
ρ——水的密度，3/k m g ψ——流量系数，可取0.93-0.96
喷嘴直径0d ，在水质清洁时可取即可。选定，一般为
mm mm 221285--0d 后， 喷嘴个数n 的确定公式为：
1204
3600u d n
W
π
ρ
=
选择适宜的喷嘴直径：mm d 200=
1
2
036004u d W
n ???=
πρ ()
5
2
34 2.9102995.73600 3.142010
32.14
-??=
=?????（个）
可以取喷头的数目为2个。 （2）文氏管喉部直径 文氏管喉部直径：
C
p p
d d ??=0
3 式中：Pa p C 差，排出压强与吸入压强之--?； 0570,1002080,14c P kpa P kpa d mm ?=?=-==
C
p p
d d ??=0
3
1437.37,38mm mm ==取
故选用45 2.5mm φ?的无缝不锈钢管。 式中c P ?——排出压强与吸入压强之差，Pa （3）喷射器其他各部分尺寸
喷射器其他各部分尺寸按下列范围选取: 文氏管喉管长度 233338114L d mm ==?= 实际中取120 mm
文氏管收缩口直径()231.58~1.78 1.63860.8d d mm ==?= 故选用mm 0.368?φ无缝不锈钢管
文氏管收缩段长度()()()1231.7~5.15560.838114L d d mm =-=?-= 实际中取120 mm
文氏管收缩角度 '1611ο=θ左右
文氏管扩散段直径431.78 1.783867.64d d mm ==?= 故选用75 2.5mm φ?无缝不锈钢管
文氏管扩散段长度()()()3434~151067.6438296.4L d d mm =-=?-= 实际中取297 mm
文氏管扩散段角度'2543ο=θ左右
4.3.3射流长度的决定
喷射水的射流长度，是指喷嘴出口处到聚焦点的水柱长度。该长度越长，汽室就要越高。实践证明，射流长度以不出现散流为度，即设计水喷射冷凝器时，既要考虑到有利于热交换，又要照顾到不凝性气体的排除能力。通常从换热观点要求愈长接触面积愈大；但过长则射流速度大大减慢，必将严重影响排除不凝性
MVR蒸发器方案
MVF蒸发结晶系统 设计方案 设计单位：广州市捷晶能源科技有限公司委托单位：浙江卓 锦工程技术有限公司编号：CE2012-0425 编制日期：二0 一二年十二月二日 目录 一、公司简介 二、技术背景 三、浓缩介质 四、设计思想 五、蒸发工艺比较与选择 六、工艺说明 七、设备材质选择
八、整套系统流程方框图 九、设备设计主要工作技术参数十、配套设备主要技术特点 十一、安装与调试 十二、主要设备设计参数 十三、设备制造周期 十四、随机文件 十五、甲方提供必备的条件 十六、设备使用期限 十七、设备总造价 十八、设备主要配置 十九、制造商承诺 二十、设计分工及资料交付 保密义务 一、公司简介：广州市捷晶能源科技有限公司（以下简称广州捷晶能源），是一家由留学生发起创建的专业系统节能以及提供全流程零排放的公司（以蒸发器为核心产品），公司位于广州创新基地科学城创新大厦。 公司成立以来，整合国内外多方资源，公司聚集了国外留学人才、国内专业蒸发器、控制系统、安装调试等各方面人才，形成老、中、青结合阶梯型人才队伍，为公司的现在、和将来的发展奠定了坚实的基础。公司技术实力雄厚，拥有先进实验室，中试设备，为客户提供切实可行的全程解决方案。 公司以MVR/MV蒸发器、离子交换、膜技术为公司实施工艺蒸发浓缩以及高浓度废水零排放方案的支点，以切实可行的完整工艺解决方案为基础，为企业提供全方位的节能和废水零排放服务，公
司其主要业务分为两大类，其一是在工艺上需要使用MVR/MV蒸发器：化工、中药、味精、柠檬酸、淀粉糖、酵母、食品加工、果汁等需要使用蒸发器的企业，提供专业MVR/MV蒸发器解决方案，为客户提高产品品质和降低产品的能源成本，提高企业的竞争力。其二是在工业废水处理上需要使用MVR/MV蒸发器：氨氮废水、垃圾渗透液、乳化液废水、电镀废水、以及相关高浓度有机、无机废水，我公司提供全程零排放方案，通过合理应用MVR/MV蒸发技术、离子交换以及 膜技术各自的优势，不但可大幅降低废水处理成本，回收废水中有用物质，且能确保出水达到国家一级排放标准。 公司提供小试、中试、交钥匙工程等服务。公司以诚信、创新、公平为经营理念，以知必行，行必果为服务理念，共同创造双赢的合作模式。 二、技术背景： 蒸发器是广泛地被应用于食品加工、果汁浓缩、饮料生产、乳品生产、化工行业、制药行业、废水处理、环保工程等领域的一种蒸发浓缩设备。目前国内生产的蒸发设备主要为传统蒸发器，该种蒸发器具有能耗高、占地面积大、自动化程度低、操作难度高等缺点。而由我公司研发的机械式蒸汽压缩（MVR蒸发器，其原理是利用高能效蒸汽压缩机压缩蒸发产生的二次蒸汽，提高二次蒸汽的压力和温度，被提高热能的二次蒸汽打入加热器对原液再进行加热，受热的原液继续蒸发产生二次蒸汽，从而实现持续的蒸发状态。由于本系统循环利用二次蒸汽已有的热能，从而可以不需要外部鲜蒸汽，大大节省了蒸发系统的能耗。通过PLG工业计算机（FA、组态等形式来控制系统温度、压力、马达转速，保持系统蒸发平衡。从理论上来看，使用MVF蒸发器比传蒸发器节省60%-80%以上的能源，节省95%以上的冷却水，减少50%以上的占地面积。设备原理意图如下：
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 WTD standardization office【WTD 5AB- WTDK 08- WTD 2C】
多效蒸发器设计计算 （一）蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环蒸发 器、刮膜蒸发器）、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组成。 （3）根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各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），直到所求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。（二）蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量（1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W1 + W2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即
（1-4） 对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：： （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'
六效蒸发器施工方案
六效蒸发器施工方案 1.工程概况 蒸发工段有八台蒸发器，为本车间的最主要生产设备。为确保八台蒸发器的施工质量，特编制本方案。八台六效蒸发器位于总平面图X=71300、Y=53950处，紧邻检修道路。其技术参数如下： 六效蒸发器技术参数表 2.编制依据 1)招标文件及相关初步设计图纸 2)《中低压化工设备施工及验收规范》HGJ 209-83 3)《化工工程建设起重施工规范》HGJ 201-83 4)KH700履带吊车性能表 3.编制说明 本方案是在施工图纸及文件基本没有的情况下编制的，是蒸发器安装施工的原则性方案。在具体施工时，应根据实际情况作相应修改。以蒸发器均为成品到货考虑安装。 4.施工工序 基础验收→开箱检验→设备吊装→找正找平、预留孔灌浆→二次灌浆→结构安装、内件安装→设备清扫及封闭 5.施工方法 基础验收应在基础施工单位提交质量合格证明书、测量记录及其他施工技术资料后进行，对基础进行外观及各部尺寸和位置偏差数值进行检查，符合有关规范和设计文件的规定后，方可进行设备吊装作业。开箱检验应在建设单位有关人员的参与下，对设备的名称、类别、型号、规格、外观及管口方位、有关技术参数进行检验，并填写《设备验收、清点记录》。设备安装前应考虑存放、保管
地点和方法，保证设备安全和性能不受破坏，保护配件不被损坏及丢失。 5.1蒸发器吊装 1)吊装前，按设计图样或文件要求画定安装基准线及定位基准标记，并对八台蒸发器确定共同的基准。 2)对蒸发器附件及地脚螺栓进行检查，不得有损坏及锈蚀，要检查设备的方体温表标记、重心标记及吊挂点，不符合者，应予补充。 3)还要对内壁的基准圆周线检查，基准圆周线应与设备轴线相垂直，以保证内件安装的准确性。 4)厂房北侧结构框架横梁除（E）-（1）至（E）-（2）、（E）-（10）至（E）-（11）外，均应在吊装就位以后再行安装 5.2吊装方案： 因抱杆吊装需要的施工周期长，准备工作多，以及存在各种不安全因素，再考虑到吊装的吨位也不是太大，根据我公司目前的装备水平，选用150t履带吊进行吊装，下面以吊装Ⅵ效蒸发器为例说明方案的实施办法。 1)设备运到现场，应水平放置在能防止设备滚动的道木上，支撑应牢固安全。 2)准备工作完成后，采用50t 吊车和150t履带吊抬吊，由150t履带吊主吊，50t
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 （一） 蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝 器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环蒸发器、刮膜蒸发器）、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组成。 （3） 根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各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），直到所求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二） 蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量 （1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W 1 + W 2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即 （1-4） 对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：1.1：1.2 （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 p ?1p k p '∑∑? -'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?
单效中央循环管蒸发器
食品工程原理课程设计说明书 番茄汁单效连续加料蒸发装置的设计 ： 学号： 班级： 年月日 设计任务书
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 1.前言 1·1 概述
食品工程原理是食品工程与科学专业主要课程之一，食品工业包含诸多的单元操作，如蒸发、结晶、杀菌等，本课程均有介绍。本次设计题目为番茄汁单效连续加料蒸发装置的设计。通过设计，一方面提高学生对食品工业单元操作的认识，另一方面加深学生对食品工程原理课程的理解与掌握。 本设计涉及的单元操作为蒸发。蒸发是典型的传热过程，即是将含有不挥发溶质的溶液加热沸腾，使其中的挥发性溶剂部分汽化从而将溶液浓缩的过程。蒸发是一种分离操作，广泛应用于化工、轻工、制药和食品等许多工业中溶剂为挥发性而溶质为非挥发性的场合。在许多场合，蒸发系统的热量经济性成为整个生产流程的关键因素。工业上蒸发主要以浓缩和分离为主要目的。本设计以浓缩为主要目的，设计出将番茄汁的可溶性固形物含量由8％浓缩为40％的单效连续加料蒸发装置。 本设计首先确定浓缩罐的处理能力为6t/h番茄汁原浆。 根据选用蒸发器的特点进行物料衡算、热量衡算，进一步确定换热器的传热面积。根据经验及相关文献，选取加热管的长度为1.3m，管径为50mm。进而确定加热管数目，并确定排布方式。根据加热管截面积与中央循环管的截面积的关系以及中央循环管直径与加热室直径的关系确定中央循环管的直径和加热室的直径。从而完成加热室的设计；根据分离室与加热室的比例关系确定分离室的尺寸；根据物料流量及特性确定各输送管道的直径、选材以及其他部位的选材并确定定气液分离器以及冷凝器的型 号；最后在需要的部位安装相关仪表、视镜以及人孔。 1·2蒸发器选型 蒸发操作的蒸发器有悬筐式蒸发器、强制循环蒸发 器、升膜式蒸发器、降膜式蒸发器、中央循环管式蒸发 器等，本设计采用的是中央循环管式蒸发器，其简介如 下： 1·2·1结构和原理 其下部的加热室由垂直管束组成，中间由一根直径 较大的中央循环管。当加热室液体被加热沸腾时，中央 循环管气液混合物的平均密度较大；而其余加热管气液 混合物的平均密度较小。在密度差的作用下，溶液由中 央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。二次蒸汽于蒸发室中经气液分离器与溶液分离后上升，由冷凝器冷凝。
蒸发量2T三效强制结晶蒸发器技术方案
您的满意是我们最大的心愿 2吨氯化钠三效结晶蒸发器 技 术 方 案 温州贝诺机械有限公司 地址：温州市滨海园区二道588号日运工业园 邮编：325025 电话：8 传真：9 网址： Email: beinuo＠https://www.360docs.net/doc/bb13217931.html, 2014年7月25日
1. 企业简介 温州贝诺机械有限公司是一家集设计、开发、制造、设备安装调试、销售及售后服务于一体的机械专业化企业。公司始创于1985年，经过多年发展，公司现拥有占地15000 平方米花园式、智能化的工业园区。 公司通过了ISO9001 ：2000 国际质量管理体系认证，产品通过CE认证，被中国农业银行评为四星级信用企业，浙江省政府认定：“中小型科技企业”、当地政府授予：“优秀企业”、龙湾慈善总会授予：“扶贫济穷、心系慈善”称号、中国食品机械设备网授予：“重质量、守信誉双保障优质企业”。 公司先后引进日本、台湾等国内外拉管生产线两套、抛光机、等离子切割机、起重行车、大型卷板机、折弯机，风割、数控车床、焊接设备等设备组成两条设备生产线。公司通过多年对蒸发、结晶设备的积淀和持续性的国内外技术专家、客户合作，充分掌握国内外蒸发、结晶设备最先进的技术、工艺和生产经营理念。依托原国家科学技术进步奖评审委员孔教授，使得“贝诺”结晶设备在低温蒸发浓缩、连续结晶技术方面取得行业领先地位；并在发展过程中形成了针对自身工艺、技术特点的针对性质量检验体系，确保了贝诺产品的卓越品质。营销战略上向美国、埃及、菲律宾、印度尼西亚等国家远洋跋涉、国际市场进军，气魄非凡的市场运作和发展令人瞩目，也使得贝诺机械无可厚非地跻身于中国蒸发、结晶设备的领先行列，“中诺”品牌更是深得客户信赖！ 市场不变的法则是永远在变，贝诺坚持服务顾客，从适应市场走向创新市场，为客户提供广阔的产品选择空间，全力推出各种不同功能的蒸发器和结晶设备；专业生产用于：食品、乳品、果酱、果汁、化工等产品的有多效降膜蒸发器、多效升膜式蒸发器、多效强制循环式蒸发器、单、双螺带式搅拌冷却结晶器、生长型蒸发结晶器、负压结晶器（罐）、刮板式薄膜浓缩器、外加热式循环浓缩器、中央循环管式浓缩器，盘管式单效浓缩器、夹套加热式带搅拌浓缩器以及饮料、啤酒、生物发酵、精细化工等工程成套设备及其它配套设备如全自动CIP清洗系列、自动化控制系统等设备。产品严格按照国家标准、化工部标准、行业标准等多种标准进行设计制造，所生产设备符合行业领域标准要求；至今已有600多套蒸发器、连续结晶器和1000多台套提取、浓缩、反应釜、调配罐、CIP、酒精回收、发酵、饮料生产线等设备产品在国内外市场使用。并且，公司设置了机加车间、拉管车间、锻造车间，已具备从生产主体设备到所有附属配套设备（包括各种钢管、卫生泵、阀门、法兰管件等）等系列产品的生产能力，这样使产品质量和生产周期得到了更有效的控制和提升！ 您的满意是我们最大的心愿，不断努力提升自己的软硬实力，为客户提供高附加值的产品和服务！公司本着“以质量求生存、以信誉求发展”的经营理念，董事长孔正华与您携手同创贝诺辉煌明天！
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 （一） 蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1） 根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强 及冷凝器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环 蒸发器、刮膜蒸发器）、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组成。 （3） 根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各效溶液沸点和有 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）， 直到所求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二） 蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量 （1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W 1 + W 2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即 （1-4） )110x x F W -=（n W W i =i i W W W F Fx x ---=210
对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：： （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； — 由于蒸发器中溶液的静压强而引起的温度差损失，℃； — 由于管路流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，℃。 n p p p k '-=?1p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'?''?'''
中央循环蒸发器的设计
食品工程原理课程设计说明书 中央循环蒸发器的设计 姓名： 学号： 班级： X年X月X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...............................................................................................................3 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 ..............................................................................................................4 （1）估算各效浓度 ..............................................................................................................4 （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 ....................................................................................................... 10 （1）.第一次重算 .............................................................................................................. 10 3.4 计算结果 ...................................................................................................................... 11 四.简图 .. (15)
翅片式蒸发器
翅片式蒸发器 蒸发器是制冷四大件中很重要的一个部件，低温的冷凝“液”体通过蒸发器，与外界的空气进行热交换，“气”化吸热，达到制冷的效果。 中央循环管式蒸发器 蒸发器 evaporator & vaporizer 蒸发器分为循环型和膜式两大类。 主要由加热室和蒸发室两部分组成。加热室向液体提供蒸发所需要的热量，促使液体沸腾汽化；蒸发室使气液两相完全分离。加热室中产生的蒸气带有大量液沫，到了较大空间的蒸发室后，这些液体借自身凝聚或除沫器等的作用得以与蒸气分离。通常除沫器设在蒸发室的顶部。 蒸发器按操作压力分常压、加压和减压3种。按溶液在蒸发器中的运动状况分有：①循环型。沸腾溶液在加热室中多次通过加热表面，如中央循环管式、悬筐式、外热式、列文式和强制循环式等。②单程型。沸腾溶液在加热室中一次通过加热表面，不作循环流动，即行排出浓缩液，如升膜式、降膜式、搅拌薄膜式和离心薄膜式等。③直接接触型。加热介质与溶液直接接触传热，如浸没燃烧式蒸发器。蒸发装置在操作过程中，要消耗大量加热蒸汽，为节省加热蒸汽，可采用多效蒸发装置和蒸汽再压缩蒸发器。蒸发器广泛用于化工、轻工等部门。 医学中蒸发器vaporizer 挥发性吸入麻醉药在室温下均呈液态。蒸发器能有效地将挥发性麻醉药液蒸发为气体，并能精确地调节麻醉药蒸气输出的浓度。麻醉药的蒸发需要热量，蒸发器周围的温度是决定挥发性麻醉药蒸发速度的主要因素。当代的麻醉机广泛采用了温度一流量补偿型蒸发器，即在温度或新鲜气流量发生变化时，能通过自动补偿机制来保持挥发性吸入麻醉药蒸发速度恒定，从而保证吸入麻醉药离开蒸发器的输出浓度稳定。由于不同挥发性吸入麻醉药的沸点和饱和蒸气压等物理特性不同，因此，蒸发器具有药物专用性，如恩氟烷蒸发器、异氟烷蒸发器等，相互不能通用。现代麻醉机的蒸发器多放置在麻醉呼吸环路之外，有单独的氧气气流与之连接，蒸发出的吸入麻醉药蒸气与主气流混合后再供病人吸入。
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 Prepared on 22 November 2020
多效蒸发器设计计算（一）蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环蒸发器、刮 膜蒸发器）、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组成。 （3）根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各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 求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二）蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量（1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W1 + W2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即
（1-4） 对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：： （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'
蒸发器设计说明书
KNO3水溶液三效并流蒸发系统设计 摘要：蒸发是化工生产中重要的单元操作，普遍应用于化工、医药、食品等行业中。本次课程设计的任务是设计三效并流蒸发装置，将10% KNO3溶液浓缩至40%，年处理量为5×104吨。采用中央循环管型蒸发器。设计工作主要包括工艺设计计算，蒸发器传热面积优化编程，蒸发器工艺尺寸的设计计算及辅助设备的选型计算，主要设备的强度校核，管道及各种连接件的选型，工艺流程图及蒸发器装配图的绘制。 关键词：三效并流蒸发装置；蒸发；KNO3 Abstract: Evaporation is an important unit operation in chemical process. It finds wide application in such fields as chemical industry, pharmaceutical industry, food industry and so on. The task is to design a three-effect forward flow evaporation system to concentrate 20,000 ton/year of KNO3aqueous solution from 10% to 40%. Standard evaporator (evaporator with central circulation downcomer) was chosen. The major work includes calculation of the process parameters and the heat transfer area, determination of the size and structure of the evaporator, and selection of the ancillary facilities, as well as checking the strength of the main equipments and choosing appropriate pipes. The process flow chart and the assembly drawing of one evaporator were completed with the aid of Auto CAD. Keyword: Three-effect forward flow evaporation; evaporation; KNO3 第一章概述
单效蒸发及计算汇总
单效蒸发及计算 一.物料衡算(material balance) 对图片5-13所示的单效蒸发器进行溶质的质量衡算，可得 由上式可得水的蒸发量及完成液的浓度分别为 (5-1) (5-2) 式中 一.物料衡算 二.能量衡算 1．可忽略溶液稀释热的情况2．溶液稀释热不可忽略的情况 三.传热设备的计算 1.传热的平均温度差 2.蒸发器的传热系数 3.传热面积计算 四.蒸发强度与加热蒸汽的经济性 1.蒸发器的生产能力和蒸发强度 2.加热蒸汽的经济性
F———原料液量，kg/h； W———水的蒸发量，kg/h； L———完成液量，kg/h； x0———料液中溶质的浓度，质量分率； x1———完成液中溶质的浓度，质量分率。 二.能量衡算(energy balance) 仍参见图片(5-13)，设加热蒸汽的冷凝液在饱和温度下排出，则由蒸发器的热量衡算得 （5-3） 或（5-3a） 式中 D———加热蒸汽耗量，kg/h； H———加热蒸汽的焓，kJ/kg； h0———原料液的焓，kJ/kg； H'———二次蒸汽的焓，kJ/kg； h1———完成液的焓，kJ/kg； hc———冷凝水的焓，kJ/kg； QL———蒸发器的热损失，kJ/h； Q———蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/h。 由式5-3或5-3a可知，如果各物流的焓值已知及热损失给定，即可求出加热蒸汽用量D以及蒸发器的热负荷Q。
溶液的焓值是其浓度和温度的函数。对于不同种类的溶液，其焓值与浓度和温度的这种函数关系有很大的差异。因此，在应用式5-3或5-3a求算D时，按两种情况分别讨论：溶液的稀释热可以忽略的情形和稀释热较大的情形。 1．可忽略溶液稀释热的情况 大多数溶液属于此种情况。例如许多无机盐的水溶液在中等浓度时，其稀释的热效应均较小。对于这种溶液，其焓值可由比热容近似计算。若以0℃的溶液为基准，则 （5-4） （5-4a） 将上二式代入式5-3a得 （5-3b） 式中 t0———原料液的温度，℃； t1———完成液的温度，℃； C0———原料液的比热容，℃； C1———完成液的比热容，℃； 当溶液溶解的热效应不大时，其比热容可近似按线性加合原则，由水的比热容和溶质的比热容加合计算，即 (5-5) (5-5a) 式中 CW———水的比热容，℃； CB———溶质的比热容，℃ 。
多效蒸发器设计计算
多效蒸发器设计计算 Company Document number：WUUT-WUUY-WBBGB-BWYTT-1982GT
多效蒸发器设计计算（一）蒸发器的设计步骤 多效蒸发的计算一般采用迭代计算法 （1）根据工艺要求及溶液的性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸汽压强及冷凝器压强）、蒸发器的形式（升膜蒸发器、降膜蒸发器、强制循环蒸发器、刮 膜蒸发器）、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组成。 （3）根据经验，假设蒸汽通过各效的压强降相等，估算各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 求得的各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。 （二）蒸发器的计算方法 下面以三效并流加料的蒸发装置为例介绍多效蒸发的计算方法。 1.估值各效蒸发量和完成液组成 总蒸发量（1-1） 在蒸发过程中，总蒸发量为各效蒸发量之和 W = W1 + W2 + … + W n （1-2） 任何一效中料液的组成为 （1-3） 一般情况下，各效蒸发量可按总政发来那个的平均值估算，即
（1-4） 对于并流操作的多效蒸发，因有自蒸发现象，课按如下比例进行估计。例如，三效W1：W2：W3=1：： （1-5） 以上各式中 W — 总蒸发量，kg/h ； W 1，W 2 ，… ，W n — 各效的蒸发量，kg/h ； F — 原料液流量，kg/h ； x 0, x 1,…, x n — 原料液及各效完成液的组成，质量分数。 2.估值各效溶液沸点及有效总温度差 欲求各效沸点温度，需假定压强，一般加热蒸汽压强和冷凝器中的压强（或末效压强）是给定的，其他各效压强可按各效间蒸汽压强降相等的假设来确定。即 （1-6） 式中 — 各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，Pa ； — 第一效加热蒸汽的压强，Pa ； — 末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，Pa 。 多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算： （1-7） 式中 — 有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃； — 第一效加热蒸汽的温度，℃； — 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃； — 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃。 （1-8） 式中 — 由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃； p ?1p k p '∑∑?-'-=?)(1k T T t ∑?t 1T k T '∑?∑∑∑∑?'''+?''+?'=??'
蒸发器换热系数的理论数值.
6．3．2 蒸发过程的传热系数 蒸发中的传热系数K是影响蒸发设计计算的重要因素之一。根据传热学知识知 （6-6） 上式忽略了管壁厚度的影响。式中蒸汽冷凝传热系数αo可按膜式冷凝的公式计算；管壁热阻R W往往可以忽略；污垢热阻Rs 可按经验值估计，确定蒸发总传热系数K的关键是确定溶液在管内沸腾的传热膜系数a i。研究表明影响a i的因素较多，如溶液的性质、浓度、沸腾方式、蒸发器结构型式及操作条件等，具体计算可参阅有关文献 [1,6]。 一、总传热系数的经验值 目前，虽然已有较多的管内沸腾传热研究，但因各种蒸发器内的流动情况难以准确预料，使用一般的经验公式有时并不可靠；加之管内污垢热阻会有较大变化，蒸发的总传热系数往往主要靠现场实测。表6-1给出了常用蒸发器的传热系数范围，可供参考。 表6-1 常用蒸发器传热系数K的经验值 蒸发器的型式总传热系数K, W / (m2K) 标准式（自然循环）600～3000 标准式（强制循环）1200～6000 悬筐式600～3000 升膜式1200～6000
降膜式1200～3500 二、提高总传热系数的方法 管外蒸汽冷凝的传热膜系数αo通常较大，但加热室内不凝性气体的不断积累将使管外传热膜系数αo减小，故须注意及时排除其中的不凝性气体以降低热阻。管内沸腾传热膜系数αi涉及到管内液体自下而上经过管子的两相流动。在管子底部，液体接受热量但尚未沸腾，液体与管壁之间传热属单相对流传热，传热系数较小；沿管子向上，液体逐渐沸腾汽泡渐多，起初的传热方式与大容积沸腾相近。由于密度差引起的自然对流会造成虹吸作用，管中心的汽泡快速带动液体在管壁四周形成液膜向上流动，流动液膜与管壁之间的传热膜系数逐渐增加并达最大值。但如果管子长度足够，沿管子再向上液膜会被蒸干，汽流夹带着雾滴一起流动，传热系数又趋下降。因此，为提高全管长内的平均传热系数，应尽可能扩大膜状流动的区域。 管内壁液体一侧的污垢热阻Rs与溶液的性质、管内液体的运动状况有关。由于溶液中常含有少量的杂质盐类如CaSO4、CaCO3、Mg(OH)2等，溶液在加热表面汽化会使这些盐的局部浓度达到过饱和状态，从而在加热面上析出，形成污垢层。尤其是CaSO4等，其溶解度随温度升高而下降，更易在传热面上结垢，且质地较硬，难以清除；以CaCO3为主的垢层质地虽软利于清除，但导热系数较小；此外，垢层的多孔性也使其导热系数较低。所以即使厚度为1～2mm的垢层也具有较大的热阻。为降低Rs，工程上可采取定期清理、提高循环速度、加阻垢剂，或添加少量晶种使易结晶的物料在溶液中而不是在加热面上析出等方法。 返回目录 6.5.2 多效蒸发的优缺点
MVR蒸发器方案
MVR蒸发结晶系统 设计方案 设计单位：广州市捷晶能源科技有限公司 委托单位：浙江卓锦工程技术有限公司 编号：CE2012-0425 编制日期：二0一二年十二月二日 目录 一、公司简介 二、技术背景 三、浓缩介质 四、设计思想 五、蒸发工艺比较与选择 六、工艺说明
七、设备材质选择 八、整套系统流程方框图 九、设备设计主要工作技术参数 十、配套设备主要技术特点 十一、安装与调试 十二、主要设备设计参数 十三、设备制造周期 十四、随机文件 十五、甲方提供必备的条件 十六、设备使用期限 十七、设备总造价 十八、设备主要配置 十九、制造商承诺 二十、设计分工及资料交付 二十一、保密义务 一、公司简介： 广州市捷晶能源科技有限公司（以下简称广州捷晶能源），是一家由留学生发起创建的专业系统节能以及提供全流程零排放的公司(以蒸发器为核心产品)，公司位于广州创新基地科学城创新大厦。 公司成立以来，整合国内外多方资源，公司聚集了国外留学人才、国内专业蒸发器、控制系统、安装调试等各方面人才，形成老、中、青结合阶梯型人才队伍，为公
司的现在、和将来的发展奠定了坚实的基础。公司技术实力雄厚，拥有先进实验室，中试设备，为客户提供切实可行的全程解决方案。 公司以MVR/MVC蒸发器、离子交换、膜技术为公司实施工艺蒸发浓缩以及高浓度废水零排放方案的支点，以切实可行的完整工艺解决方案为基础，为企业提供全方位的节能和废水零排放服务，公司其主要业务分为两大类，其一是在工艺上需要使用MVR/MVC蒸发器：化工、中药、味精、柠檬酸、淀粉糖、酵母、食品加工、果汁等需要使用蒸发器的企业，提供专业MVR/MVC蒸发器解决方案，为客户提高产品品质和降低产品的能源成本，提高企业的竞争力。其二是在工业废水处理上需要使用MVR/MVC蒸发器：氨氮废水、垃圾渗透液、乳化液废水、电镀废水、以及相关高浓度有机、无机废水，我公司提供全程零排放方案，通过合理应用MVR/MVC蒸发技术、离子交换以及膜技术各自的优势，不但可大幅降低废水处理成本，回收废水中有用物质，且能确保出水达到国家一级排放标准。 公司提供小试、中试、交钥匙工程等服务。公司以诚信、创新、公平为经营理念，以知必行，行必果为服务理念，共同创造双赢的合作模式。 二、技术背景： 蒸发器是广泛地被应用于食品加工、果汁浓缩、饮料生产、乳品生产、化工行业、制药行业、废水处理、环保工程等领域的一种蒸发浓缩设备。目前国内生产的蒸发设备主要为传统蒸发器，该种蒸发器具有能耗高、占地面积大、自动化程度低、操作难度高等缺点。而由我公司研发的机械式蒸汽压缩（MVR）蒸发器，其原理是利用高能效蒸汽压缩机压缩蒸发产生的二次蒸汽，提高二次蒸汽的压力和温度，被提高热能的二次蒸汽打入加热器对原液再进行加热，受热的原液继续蒸发产生二次蒸汽，从而实现持续的蒸发状态。由于本系统循环利用二次蒸汽已有的热能，从而可以不需要外部鲜蒸汽，大大节省了蒸发系统的能耗。通过PLC、工业计算机（FA）、组态等形
蒸发器计算说明
蒸发器设计计算 已知条件：工质为R22，制冷量kW 3，蒸发温度C t ?=70，进口空气的干球温度为C t a ?=211，湿球温度为C t b ?=5.151，相对湿度为34.56=φ％；出口空气的干球温度为C t a ?=132，湿球温度为C t b ?=1.112，相对湿度为80=φ％；当地大气压力Pa P b 101325=。 （1）蒸发器结构参数选择 选用mm mm 7.010?φ紫铜管，翅片厚度mm f 2.0=δ的铝套片，肋片间距 mm s f 5.2=，管排方式采用正三角排列，垂直于气流方向管间距mm s 251=，沿气流方向的管排数4=L n ，迎面风速取s m w f /3=。 （2）计算几何参数 翅片为平直套片，考虑套片后的管外径为 mm d d f o b 4.102.02102=?+=+=δ 沿气流方向的管间距为 mm s s 65.21866.02530cos 12=?=?= 沿气流方向套片的长度为 mm s L 6.8665.21442=?== 设计结果为mm s L 95.892565.2132532=+?=+= 每米管长翅片表面积： f b f s d s s a 100042221? ??? ? ? -?=π ()5.21000 4.10414.36 5.212522? ?? ? ???-??= m 23651.0= 每米管长翅片间管子表面积：
f f f b b s s d a ) (δπ-= ()5 .21000 2.05.24.1014.3? -??= m m 203.0= 每米管长总外表面积： m m a a a b f of 23951.003.03651.0=+=+= 每米管长管内面积： m m d a i i 2027.0)20007.001.0(14.3=?-?==π 每米管长的外表面积： m m d a b b 2003267.00104.014.3=?==π 肋化系数： 63.14027 .03951 .0== = i of a a β 每米管长平均直径的表面积： m d a m m 2 02983.020086.00104.014.3=?? ? ??+?==π （3）计算空气侧的干表面传热系数 ①空气的物性 空气的平均温度为 C t t t a a f ?=+=+= 172 1321221 空气在下C ?17的物性参数 3215.1m kg f =ρ ()K kg kJ c pf ?=1005 704.0=rf P s m v f 61048.14-?=