1、（1）、在低压操作下，溶液沸点较低，有利于提高蒸发的传热温度差值，减小蒸发器传热面积；（2）、可以利用低压蒸气当作加热剂；（3）、有利于热敏性物料的蒸发；（4）、操作温度较低，热损失较小。在加压蒸发中得到的二次蒸气温度较高，可作为下一效的加热蒸气来利用。因此，单效蒸发多是真空蒸发；多效蒸发的前效是加压或常压操作，而后效则在真空下操作。3蒸发操作的特点从上面对蒸发过程的简要介绍可知，常见的蒸发壁两侧边分别为蒸气冷凝及液体沸腾的传热过程，蒸发器也即一种换热器。但和一般的传热过程相比，蒸发操作有如下特点:（1） 沸点升高 蒸发的溶液中含不挥发性溶质，在压力下溶液的蒸气压较同温下纯溶剂蒸气压要低，使溶
2、液沸点高于纯溶液沸点，这种现象称为溶液沸点的升高。在加热蒸气温度一定情况下，蒸发溶液的时候的传热温差必然小于加热溶剂的纯热温差，且溶液的浓度越高，这种影响就越显著。（2） 物料工艺特性 蒸发溶液本身具有一些特性，如有些物料在浓缩的时候可能析出晶体，或者易于结垢；有些则有较大的黏度或者较强的腐蚀性等。怎样根据物料的特性和工艺的要求，选择适当的蒸发流程和设备是蒸发操作必须考虑的问题。（3） 节约能源 蒸发时汽化的溶剂量大，需要消耗大量的加热蒸气。怎样充分利用热量，提高加热蒸气利用率是蒸发操作要考虑在内的另一个关键点。4蒸发设备 蒸发设备的作用是使得进入蒸发器的原料液体被加热，部分会气化，得到浓缩的
3、完成液，同时需要排出二次蒸气，并使之与所带的液滴和雾沫分离。 蒸发主体设备为蒸发器，它由加热室和蒸发室等组成。蒸发的辅助设备还包括：使液沫进一步分离的除沫器、使二次蒸气全部冷凝的冷凝器。减压操作时还需要真空装置。分述如下： 由于生产要求不同，蒸发设备有多种不同的结构型式。对常用的间壁传热式蒸发器，按溶液在蒸发器中的运动情况，大致可分为以下两大类：（1）循环型蒸发器 特点：溶液在蒸发器中循环流动，蒸发器内溶液浓度大体相同，接近完成液浓度。操作稳定。这类蒸发器主要有a.中央循环管式蒸发器，b.悬筐式蒸发器 c.外热式蒸发器， d.列文式蒸发器 e.强制循环蒸发器。a、b、c、d四种为自然循环蒸发器
4、。（2）单程型蒸发器溶液以液膜的形式一次通过加热室，不进行循环。优点：溶液停留时间短，所以尤其适用于热敏性物料的蒸发；温度差损失较小，表面传热系数较大。缺点：设计或操作不当的时候不易成膜，热流量将会明显下降；不适用于易结晶、结垢物料的蒸发。a.升膜式蒸发器，b.降膜式蒸发器，c.刮板式蒸发器本次设计采用的是中央循环管式蒸发器 ：结构和原理：其下部的加热室由垂直管束组成，中间有根直径较大的中央循环管。当管内液体被加热沸腾的时候，中央循环管内的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，由加热管上升，做自然循环流动。溶液的循环流动提高了
5、沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用广泛，有“标准蒸发器”之称。为了使得溶液有良好的循环，中央循环管的截面积一般为其余加热管总截面积的40%100%；加热管的高度一般在12m；加热管径在2575mm之间。而实际上，因为结构上的限制，其循环速度一般在0.40.5m/s以下；蒸发器内的溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不太方便。2 蒸发工艺设计计算21 设计参数 =0.1 ， =0.5；=27 ；=2.055Pa， =0.14Pa ；F=22700 kg/h ；C=4.19-2.35X kJ/（kg） 注：（C此处表示为比热容） ；=
6、3120 w/m2k ， =1990 w/m2k ，=1140 w/m2k ，各效传热面积相等。=1.78x+6.22 。年生产要达到1.6万吨（按每年280工作日算），则蔗糖的质量流量 体积流量 s。2 部分设计参数符号 剩余符号正文有标明3 蒸浓液浓度计算多效蒸发工艺计算的主要依据是物料衡算和、热量衡算和传热速率方程。计算的主要项目有：加热蒸气（生蒸气）消耗量、各效溶剂蒸发量及各效传热面积。已知计算参数有：料液流量、温度、浓度，最终完成液浓度、加热蒸气压强和冷凝器中压强等。蒸发器的设计计算步骤：多效蒸发的计算一般使用试算法。（1） 根据工艺要求和溶液性质，确定蒸发的操作条件（如加热蒸气压强
7、及冷凝器压强），蒸发器的形式、流程和效数。（2） 根据生产经验的数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液浓度。（3） 根据经验假设蒸气通过各效压强降相等，估算个效溶液沸点和有效的总温差。（4） 根据蒸发器的焓衡算，求得各效的蒸发量和传热量。（5） 根据传热速率方程计算各效传热面积。若求得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）到（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。 图2.1 并流多效蒸发淡糖浓缩工艺流程图所以由=0.1 ， =0.5 ，F=22700 kg/h可得总蒸发量 W=F（1-/）=18160 kg/h=0.1 ， =0.5
8、 ，F=22700 kg/h并流加料蒸发中没有额外蒸汽的引出,可设W:W2:W3=1:1.1:1.2则= W1/（1+1.1+1.2）=5503.03 kg/h = W1.1/（1+1.1+1.2）=6053.33 kg/h 1.2/（1+1.1+1.2）=6603.64 kg/h综合上述数据由=F/（F-）则可得=F/（F-）=0.132= F/（F-）=0.204 = F/（F-W）=0.54 有效温度差的确定 将上得=0.132，=0.204， =0.5代进=1.78x+6.22；则可得=0.343；=0.622；=3.41。由=（1/）/,又为2.055Pa时=120.9，为0.14P
9、a时=51.4由化工原理附录3，已知=3120 w/m2k ， =1990 w/m2k ，=1140 w/m2k；则有=（-）-=66.1；= （1/）/（1/+1/+1/）=12.46；= （1/）/（1/+1/+1/）=19.54；（1/）/（1/+1/+1/）=34.10。综上所得计算结果可得： =120.9,= -=108.44，=-=108.097；= =108.097,=- =88.557,= -=87.935； , ，由此可得由热量衡算求加热蒸汽量和各效水分蒸发量，由附录差的有关五行数据：,.表2.1热量衡算表效数Xt/0.12711310.132108.44454108.097
10、2690.882236.4920.20488.55736487.9352657.462286.6230.553.83522551.392594.66 5蒸发器的传热面积的估算由化工原理附录3可得:,；i0=113 kJ/kg, i1=454 kJ/kg, i2=364 kJ/kg, i3=225 kJ/kg；I1=2690.88 kJ/kg, I2=2657.46 kJ/kg, I3=2594.66 kJ/kg；r1=2236.46 kJ/kg, r2=2286.62 kJ/kg。由 解得5551.43kg/h, =6086.48kg/h,= 6522.09kg/h,=9218.30kg/h.
11、综上可得： =144,由于算出3个蒸发器传热面积相差甚大，所以上步中计算分配的有效温度差存在较大偏差需要重新分配和计算。6 温差的重新分配与传热面积的重新分配61 重新分配各效的有效温度差由粗算中所得的数据可得：， 解得=17.1,=16.6,=32.15。综上重算数据可得各效各效温度，二次蒸汽温度，加热蒸汽温度： =120.9,=103.8，=103.5，=103.5,=86.9，=86.3，=86.3,=54.1，=51.7重新查附录得：i0=113 kJ/kg, i1=435 kJ/kg, i2=364 kJ/kg, i3=227 kJ/kg；I1=2683 kJ/kg, I2=2655
12、 kJ/kg, I3=2596 kJ/kg；r1=2249 kJ/kg, r2=2291 kJ/kg；表2.2 热量衡算表i/（kJ/kg）/0.10103.8435103.5268322490.20586.986.3265522910.3054.122751.725962 计算各效传热面积将上述所得数据代入，。解得：5623kg/h, =6094kg/h,=6488kg/h,=9122kg/h=2.53kg/s.从而得出：;.由于算出的与原来假设值相差不大，而也与原来的变化不大，温度差损失仍按原值，各效有效温度差不变，可进行下一步运算。 =104，。得知各效传热面积基本相同，取传热面积为：
13、A=。 3 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）选取中央循环管式蒸发器的计算方法如下。31加热管的选择和管数的初步估计加热管是中央循环式蒸发器加热室的换热部件，也称为换热管。换热管是管壳式换热器的传热元件,采用高效传热元件是改进换热器传热性能最直接最有效的方法。国内已使用的换热管有以下几种：（1）螺纹管螺纹管也称低翅片管,用光管轧制而成,适用于管外热阻为管内热阻1.5倍以上的单相流及渣油、蜡油等粘度大、腐蚀易结垢的物料的换热。 （2）T形翅片管用于管外沸腾时,可有效降低物料的泡核点,沸腾给热系数提高1.63.3倍,是蒸发器、重沸器的理想用管。（3）表面多孔管为光管
14、表面形成1层多孔性的金属敷层,该敷层上密布小孔能形成很多汽化中心,强化沸腾和传热。（4）螺旋槽纹管可强化管内物流间的传热,物料在管内靠近管壁部分的流体顺槽旋流,另一部分流体则呈轴向涡流,前者流动有利于减薄边界层,后者流动分离边界层并会增强流体扰动,传热系数提高1.31.7倍,但是阻力降会增加1.72.5倍。（5）波纹管即通过挤压成形的不锈钢薄壁波纹管,管内、外都有强化传热的作用,但波纹管换热器承压能力较为不高,管心距大而排管少,壳程短路也不易控制。（6）直管结构简单，传热性较好，但由于其内部没有形状突变，对流体的阻力会较小，比较适用于容易结垢的介质。综上，本设计换热管选择直管形式；蔗糖走管程，
15、蒸汽走壳程。根据国标151-1999表10蒸发器的加热管通常选用322.5的无缝钢管，加热管的长度一般为0.62m，有时也选用2m以上的管子。管子长度的选择应根据溶液结垢后的难易程度、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就选用短管。根据我的设计任务和溶液性质，我选用以下的管子。可根据经验选取：L=2M，322.5mm 因加热管固定在管板上，而管板选择考虑到管板厚度所占有的传热面积，以及因焊接所需要每端留出的剩余长度，则计算理论管子数n时的管长实际可按以下公式来计算：L=（L0-0.1）m=2-0.1=1.9 m则可得每根加热管截面积：S=803.84；周长:H=0.12m
16、每根加热管管的换热面积为：=HL=0.20若全部为加热管束，则估算单程管子数为：=619式中 V蒸发器的传热面积，由之前的工艺计算决定； d加热管外径，m； L0加热管长度，m。因为是采用的中央循环管式换热器，而若采用540根则换热面积:=5400.20=1082循环管的选择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，对于加热面积较小的蒸发器，应该去较大的百分数，取加热管的面积70%，则 D=（40%100%）ndD=d=*32=802mm所以选取管子直径80010mm 循环管管长与加热管管长相同为2m。按上式计算出D
17、1后应从管规格表中选取管径相近的标准管，只需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之中。根据国标151-1999附录C，换热器用奥氏体不锈钢焊接接管，细管钢管外径允许偏差按表，有mm厚度允许偏差，按表为0.3mm；中央循环管外径允许偏差为mm厚度偏差为1mm。因为此处中央有一根直径较大的中央循环管，加热管在管板上的排列方式可选用同心圆布管，如图3.1所示。 图3.1 同心圆布管根据国标151-1999表12知32号管中心距为40mm，而换热管中心距一般不小于1.25倍的换热管外径，所以可取中心距50mm。因为循环管直径是802mm，则最里面
18、的那圈换热管可取中心距1000mm。 0Cr18Ni9是得到最广泛应用的不锈钢、耐热钢。用于食品生产设备、昔通化工设备、核能等。故都采用0Cr18Ni9,取加热管为TP304号管。 （加热管须采用整根钢管，不允许拼接的无缝钢管。加热管应每一批中做一根钢管的扩口试验。加热管的金相组织应具有铁素体-奥氏体两相组织）。综上：a.加热管的选型：直管形式。b.加热管参数与材料：（1）.中央循环管 1根 d=80210mm；外径允许偏差mm厚度偏差1mm；材料用0Cr18Ni9。 （2）.周边的加热管 n=540根，用322.5mm，的无缝钢管。且要注意钢管应该采用不加填充金属的自动电弧焊或电阻焊的焊接方
19、法来制造，交货状态为固溶处理和酸洗。若经光亮和固溶处理，则可以不经过酸洗。检查钢管的弯曲度不能大于1.5mm，对于钢管还需进行洛氏硬度试验，洛氏硬度HRB90.钢管应进行压扁和扩口试验，反向弯曲试验，进行涡流检测。钢管的外径允许偏差按表 mm厚度允许偏差按表为0.3mm；c.加热管布管：同心圆布管。3 接管尺寸的确定流体进出口接管内径按下式计算： 式中 V流体的体积流量，/s；前面已求得6.610s； u流体的适宜流速，m/s。流体的适宜流速列于下查于相关标准，如下表3.1中，设计是可作为参考 表3.1 流体的适宜流速强制流动的液体自然流动的流体饱和蒸汽空气及其他气体0.8-15 m/s0.0
20、8-0.15 m/s20-30 m/s15-20 m/s 蒸发器有如下主要接管。（1）蔗糖的进出口 对于并流加料的三效蒸发，I效溶液的流量最大，如各效设备采用统一尺寸，应根据I效溶液流量来确定接管。而溶液的适当流速按强制流动考虑。为了方便起见，进出口可取统一管径。所以可设接管内流速u=12m/s，那么接管=0.117m，查相关标准可选用接管内径150mm。 （2）加热蒸汽进口与二次蒸气出口 如果各效结构尺寸一致，则二次蒸汽体积流量应该取各效中的较大者。一般情况下，末效体积流量最大。设u=20m/s，接管=0.143m，则查相关标准可选用接管内径150mm。（3）冷凝水出口 冷凝水的进出一般是属
21、于自然流动（有泵抽出的情况除外），接管直径应由各效加热蒸汽消耗量较大者来确定。设u=0.15m/s，则接管=0.0376m，选用内径为50mm。4 设计条件 表3.2 工艺参数壳程管程容器类别一类设计压力MPa0.3工作压力MPa0.20550.8设计温度15090工作温度120.967.5物料名称水蒸气蔗糖溶液主要受压元件材质壳程圆筒椭圆形封头316L（00Cr17Ni14Mo2）换热管TP304（0Cr18Ni9）管板1Cr18Ni9Ti+堆焊壳程圆筒1Cr18Ni9Ti焊缝系数液压试验压力MPa0.61.6换热面积1055 蒸发器结构设计参数的确定因为三效蒸发器里的三个蒸发器的结构基本是一样的，所以只要设计一个蒸发器。下面对第一效蒸发器进行计算。热流体进口温度（水蒸汽）=出口温度（水）=120.9；所以壳程混合气体的定性温度为T=121。冷流体进口温度（蔗糖溶液）=27，出口温度=103.8；所以管程流体的定性温度为t=65。查化工原理附录2可得：壳程T=121时，操作压力=0.2055Mpa；管程T=103.8时，操作压力=0.102
