1、双效蒸发器详细设计文件讲解1设计题目：双效真空蒸发器及辅助设备的设计选择 22任务书22.1设计任务及操作条件 22.2设计项目23.蒸发工艺设计计算 33.1各效蒸发量及完成液液浓度估算 33.1.1总蒸发量的计算 33.1.2加热蒸汽消耗量和各效蒸发量 3Y A t3.2多效蒸发溶液沸点和有效温度一 差的确定53.3根据有效传热总温差求面积 83.3.1则重新分配温差 83.3.2计算各效料液温度 83.4温差重新分配后各效蒸汽的参数 83.5计算结果列表 104.蒸发器的主要结构尺寸设计 114.1加热管的选择和管数的初步估算 114.2循环管的选择 114.3加热室直径及加热管数目的确
2、定 124.4分离室直径与高度的确定 144.5接管尺寸的确定 154.5.1溶液的进出口内径 154.5.2加热蒸汽与二次蒸汽出口 154.5.2冷凝水出口 164.6蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图 165 蒸发装置的辅助设备 185.1汽液分离器185.2蒸汽冷凝器186.工艺计算汇总表197.对本设计进行评述 19参考文献201.设计题目:双效真空蒸发器及辅助设备的设计选择2.任务书2.1设计任务及操作条件含固形物16% (质量分率，下同)的鲜牛乳，拟经双效真空蒸发 装置进行浓缩，要求成品浓度为 46%,原料液温度为第一效沸点(60C)，加热蒸汽压力为250kPa俵，冷凝器真空度为
3、92kPa,日处 理量为24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。2.2设计项目2.1写出设计计算书（计算过程及计算结果尽量表格化）。2.2蒸发器的工艺计算：确定蒸发器的传热面积。2.3蒸发器的主要结构尺寸设计。2.4主要辅助设备选型，包括气液分离器及蒸汽冷凝器等。2.5绘制蒸发装置的流程图及蒸发器设备工
4、艺简图。2.6对本设计进行评述。3.蒸发工艺设计计算3.1各效蒸发量及完成液液浓度估算3.1.1总蒸发量的计算W=F(1-F= =3000 kg /h则 W=3000*(1- =1956.5 kk/hIV 1956.5设两效的蒸发量相等 W=W+W 且 W1=W= = =978.25 kg/h% d输）贝y X1二尸 叫=3妣 _ 9了趴矣=0.243000 * 0J6X2=+ I耳 昵=3M _ 册.25 * 2 =0.463.1.2加热蒸汽消耗量和各效蒸发量据已知条件，定效间流动温差损失为1K,查饱和水蒸气表，列出各 热参数值如下表各热参数值蒸汽压力（kpa）温度（C）汽化热（kJ/kg
5、）I效加热蒸汽351138.82152I效二次蒸汽19.9602355H效加热蒸汽19.8592357H效二次蒸汽9.544.32379进冷凝器蒸汽943.32393可计算b仁 =0刁石 60二44 VB 2= m =6.6*10 6 K kg /JCPF二CPW(1-V=4178*(1-0.16=3509.25 J/ kK在 60C下水的 CPW=4178 Jkg K热利用系数n 一般可取0.98- 0.7Xi则 n 1=0.98-0.7* (0.24-0.16)=0.924n 2=0.98-0.7* (0.46-0.24 ) =0.826W=(S1+F(PFp 1* n 1= S1n 1=
6、0.924S1W2=S2+ (FCPF- CPWVM)B 2* n 2=W1+ (3000*3509.52-4178*0.924S 1) *6.6*10-6*0.826 =0.831S1+64.2又知 W=W+V2 则 0.924S 1+0.831S1+64.2=1956.5 kk /h 得 S1=1078.23 kk/hW=0.924S1 =0.924*1078=996.29 kk /hW =960.21 kk /hS2= Wl=996.29 kk /h4换热面积得计算 IO7K.23 *2152 *A1= KN 】=9 13&呂-60) =9 08巴_ S2rt *2357 *10*A2=
7、K小T上二心=i网石5厂443顶0 =24.65川因为所求换热面积不相等，应根据各有效面积相等的原则重新分配 各有效温差。方法如下： t1, t2 = 又知A1 =KMA2= 则相比可得 t1ATjAT., t2 =珂 A T + A . A T * 温差相加得，二;=A t+ t2 ： 则AQ T, +A.A Ti3.2多效蒸发溶液沸点和有效温度一差的确定-=(T1-Tk - 式中有效总温度差，为各效有效温度差之和，CT1 第一效加热蒸汽的温度，CTk 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，C厶宀 总的温度差损失，为各效温度差损失之和，C工n，+ y +工，式中二=由于溶液的蒸汽压下降而引起的
8、温差损失，或因沸点升 咼引起的温差损失，C-一一由于蒸发器中溶液的静压强而引起的温度差损失，C由于管路流体阻力产生压强而引起温度差损失，C1校正法求（二 4 2731=f 0 =0.0162 0，式中0 常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温差损失，Cf 校正系数，无因次Ti 操作压强下水的沸点，也是二次蒸汽的饱和温度，ri 操作压强下二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg由于求牛乳的 0所用的参数未知，则由糖液的不同浓度下对应 的常压沸点的升高来代替，则X1=0.24 时， 0 =0.38 CX2=0.46 时， 0 =1.48 Cf=0.0162(44 3 + 273)西 =0.68则 可得 1 =f
9、0 =0.76*0.38=0.29 C 2 = f 0 =0.68*1.48=1.00 C则 = 1 + 2 =0.29+1.00=1.29 C同时由上面计算可得各效料液温度t仁T+ T =60+0.29=60.29 Ct2=T2 + 2 =44.3+ 仁45.3 C2由蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失 平均压强按静力学方程估算P gLPm=P + 式中Pm蒸发器中液面与底部平均压强，PaP二次蒸汽的压强，PaP溶液的平均密度，您/m3L液层高度，mg 重力加速度，m/s2 “ =tpm-tp 式中tpm根据平均压强求水的沸点，Ctp 根据二次蒸汽压求得溶液沸点，C 所以在I效蒸发器中，Pm
10、1=Pl + =19.9+ =24.9 kPa查得tpm仁63.2 C由于牛乳的沸点和水相近，则取二次蒸汽压强下水的沸点为溶液沸点，得 1 =63.2-60=3.2 CPgL I血0悟上j/1同理，Pm2=P2 + =9.5+ =14.6 kPatpm2=52.8 C 得， 2 =52.8-44.3=8.5 C则 = 1 + 2 =3.2+8.5=11.7 C3各效间由流动阻力引起的温差损失 取经验值为1K,则最后得丄 二丄+ =1.29+11.7+2=14.99 C则丄 =(T1-Tk - = (138.8-43.3 ) -14.99=80.5 C3.3根据有效传热总温差求面积A.AT, +
11、 A T3A= 9侧叮匕恥24启5申14.7贝卩 1 =13.4 m23.3.1则重新分配温差重复上述计算步骤;3000 *0J6FX*1) X1=F_ 聊=如贸-99b.29 =0.243000 *a.i6=0.46X2二 1 =332计算各效料液温度因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，各种温差损失可视 为恒定，故末效溶液的温度仍为 45.3 C则第二效加热蒸汽的温度，也是第一效二次蒸汽的温度T2=45.3+27=72.3 C3.4温差重新分配后各效蒸汽的参数各热参数值蒸汽压力（kpa）温度（C）汽化热（kJ/kg ）I效加热蒸汽351138.82152I效二次蒸汽34.772.32325
12、H效加热蒸汽3371.32327H效二次蒸汽9.544.32379进冷凝器蒸汽943.32393可计算（3仁片-7? 60- 72 J二亠 =(-)5.3*10- 6 K kg /J3 2= =72.3-44.32375000 =1.2*10 5 K 理 /JCPF二CPW(1-V=4170*(1-0.16=3502.8 J/ kgK在 72.3 C下水的 CPW=4170 Jkg K热利用系数n 一般可取0.98- 0.7 Xi贝卩 n 1=0.98-0.7* (0.24-0.16 ) =0.924n 2=0.98-0.7* ( 0.46-0.24)=0.826W仁(S1+FCP1* n 1
13、=【S1+3000*3502.8* (-) 5.3*10-6 n 1=0.924S-55.71W2=【S2+ (FCPF- CPWW1 B 2 * n2=【W1 + ( 3000*3502.8-4170* (0.924S1-55.7 ) *1.2*10-5 *0.826=0.725S1+73.09又知 W=W1+ W2贝 0.924S1-55.7+0.725S1+73.09=1956.5 kk /h得 S1 = 1175.9 kk/hW仁0.924S1-55.7=0.924*1175.9-55.7=1030.8 kk /hW2 =1956.5-1030.8=925.7 kk /hS2= W1
14、= 1030.8 kk /h相对误差均在5 %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，蒸发面积重新计算： 1175.9 卓 2152A1二 二兀小二9（用茫（13&斗-72.$ 字3岳00 =146 m2込 X I030.S 2357 * 11/A2= = 二吒2訂能隱 =13.9 m陰 122误差 1- .n；c.=1- E ； =0.040.05则结果合理，则取平均传热面积为A=14.6 m23.5计算结果列表效数In加热蒸汽温度Ti ,C 138.871.3操作压力Pi, kPa35133.4溶液温度Ti ,C60.2945.3完成液浓度Xi , %2
15、446蒸发量Wi,kg /h1030.8925.7消耗蒸汽量Si，您/h 1175.91030.8传热面积Ai, m14.613.94.蒸发器的主要结构尺寸设计本设计采用的是中央循环管式蒸发器，蒸发器主体为加热室和分离室，加热室由直立的加热管束所组成。管束中间位一根直径较大的中央循环管。分离室是汽液分离的空间。4.1加热管的选择和管数的初步估算根据经验加热管选用 57X 3.5 mm , L=1.00 m当加热管的规格与长度确定后，由下式可初步估算所需的管子数 n；4 146n二以三“总二八加气.：“=90根式中；A蒸发器的传热面积，川，由前面工艺计算而定; d0 加热管外径，mL 加热管长度
16、，m4.2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截面积的 40 % 100%。按经验，选取80%进行计算，加热管的总面积可按 n计算， 循环管内径以D1表示，贝-D12=0.8 n di2所以 d1=w羡、di 二- =424mm即循环管的内径Dl=424 mm查食品工程原理P440的管子规格表，选择近似的标准管 子，可取外径 D=480 mm，壁厚取28 mm则循环管的规格为 480X 28 m得 循环管面积S=r D12二r =0.14 m2又有，S=0.8 di2 贝4$ 4*0.14n= ， = 一 i n 1 =89 根则n=89与所估计的n =90很接近，因此循环管
17、的规格可以确定 为 480X 28 mm4.3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，数目及管板上的排 列方式，此设计选择用三角形的排列方式为准。中央循环管式蒸发器 管心距t为相邻两管中心线间的距离，t 一般为加热管外径的1.25 - 1.5倍。由加热管的规格 57X 3.5 m,根据食品工程原理课程设 计指导P12表1-2，不同加热管尺寸的管心距，可选取 t=70 mm。选择三角形排列进行计算；一根管子在管板上按正三角形排列时所占据的管板面积为Fm|=t2 sin =0.866t 2=0.866*(70*10 -32=4.24*10-3 m式中； =60; t 管
18、心距，m当加热管为n时，在管板上占据的总面积;“F哪 S 4一24 ioF1= 二， =0.46 m2式中；F1管数为n时在管板上占据总面积: 管板利用系数，一般在0.7 0.9，这里取 =0.8 ;当循环管直径为d1时，则管板的面积为n D1 + 2/)3 JJ4426 + 2m 70)* 10 JF1= - = - =0.25 m2式中；F1 循环管占管板的面积，m?2t 中央循环管与加热管之间的最小距离， m.设加热室直径为D0,则；n r nt1 k 0.866 E + 2)D 4 - = -87 x (70 *10 3)2 x 0.86二 =0.71 m2求得 D0=0.951 m
19、=951 mm ,经过圆整取 D0=950mm管子排列示意图如下，实际尺寸与示意图尺寸之比为 10:14.4分离室直径与高度的确定计算分离室的体积V;WV=m町1 汀式中；V分离器的体积，m3W二次蒸汽量，kg/h某效二次蒸汽的密度，kg/m31.5U蒸汽体积强度，m3/ (m3.s, 一般允许值为U=1.1 m3/ (m3.s，在本设计中取 U=1.2 m3/ (m3.s 。又知，W仁1030.8 kg/h， =0.230kg/m3(查食品工程原理1030 冷贝y V1二 M加乂心23U X 1.2 =1.03 m2W2=925.7 kg/h , =0.061 kg/m 3鏗匚7V2=妣 w
20、ool x 1.2 =3.51 m由于各效的二次蒸汽量不同，其密度也不同，所得分离室体积也不相 同，通常末效较大。为方便起见，各效分离室尺寸取一致，分离室体 积取其中较大者。因此在本设计中选取V=3.51 m在确定了分离室的体积，其高度与直径符合 v= ,确定高度与直径应考虑以下原则；H1=12,且H 1.8 m2分离室的直径应尽量与加热室直径相同。考虑以上条件，经试验几组数据，取 H=2.6m,D=1.3m,这组数据比较 合理。4.5接管尺寸的确定流体进口接管的内径按此式计算式中； 流体的体积流量，m3/hu流体的适宜流速，m/s4.5.1溶液的进出口内径对于并流的双效蒸发，第一效溶液量最大
21、，则可根据第一效的流量确 定接管。溶液的进出口适宜流速按强制流动的情况考虑，同时为设计方便，进 出口直径选取相同。本设计进口处牛乳的密度 =1030 kg/m3,进料的质量流量 =3000kg/h，取=1.0m/s（食品工程原理设计指导书 P13,则卄 | 4 COOO耳（/=1乜颐垃工14*1一0*】00 =0.03m则查食品工程原理P440管子规格表，取相近的标准管4.5.2加热蒸汽与二次蒸汽出口加热蒸汽第一效的蒸汽量较大，则 S仁1175.9 kg/h，取=30m/s,蒸汽进入时 Pab=351kPa得 =1.907 kg/m3，贝S 圧= %规小14 x 1勺07 x 3朴=0.085
22、m,则取相近标准管子0 89 x 3.5 mm若各效结构尺寸一致，则二次蒸汽体积流量应取各效中较大者，则以第一室产生的二次蒸汽计算，贝打 W仁1030.8 kg/h,在Pab=33.4kPa下，得=0.210 kg/m3，取=30m/s,则4.5.2 冷凝水出口冷凝水排出属于液体自然流动，接管直径应以各效加热蒸汽消耗量较大者确定，在本设计中，第一效加热蒸汽消耗量较大，即 S1 = 1175.9kg/h，又 =1000 kg/m3，取汀=0.10 m/s，贝卩4.6蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图蒸发装置流程图中央循环式蒸发器5 蒸发装置的辅助设备蒸发装置的辅助设备主要包括汽液分离器与蒸汽冷
23、凝器5.1汽液分离器蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量液体，虽然在分离室得到初步分 离，但为了防止有用产品损失或防止污染冷凝液，还需设计汽液分离 器，以使雾沫中的液体聚集并与二次蒸汽分离，其类型多，设置在蒸 发器分离室顶部的有简易室，惯性室，及网式。我们选择惯性式除沫器，其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分离。在惯性式分离器的主要尺寸可按下列关系确定： D0=D1D1： D2: D3=1: 1.5 : 2 H=D3 h=0.40.5D1DO 二次蒸汽的管径，mD1除沫器内管的直径,mD2 除沫器外管的直径,mD3 除沫器外壳的直径，mH 除沫器的总高度
24、，mh 除沫器内管顶部与器顶的距离，m准管子，贝卩D0=245D1=245mm D2=367.5mm D3=490mm H=490mm h=98mm蒸汽冷凝器的作用是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行热交换，其冷凝效果好，被广乏采用。在本 设计中，二次蒸汽不需回收，可直接冷凝，直接接触式冷凝器有多孔 板，水帘式，填充塔式及水喷射线等。根据对比及设计的蒸发器以及 所处理的物料，选择多层多孔板冷凝器，其接触面积大，冷凝效果 好。6. 工艺计算汇总表加热管直径(mm57厚度 (mm3.5高度(m100管数(根90循环管直径 (mm480厚度 (mm28分离室直径 (mm1300高度(m2.6液体进出管直径 (mm38厚度 (mm2.5蒸汽进入管直径(mm89厚度 (mm3.5二次蒸汽管直径 (mm245厚度 (mm6.5冷凝水出管直径 (mm68厚度 (mm3.5
