单效降膜式蒸发器的设计.doc

食品工程原理食品工程原理 课课程程设设计计说说明明书书 单效降膜式蒸发器的设计单效降膜式蒸发器的设计 姓名：姓名： 学号：学号： 班级：班级： 指导老师：指导老师： 年 月 日 - - 1 目 录 1.1.前言前言 1.1 概述 1.2 蒸发器选型 2.2.单效蒸发工艺计算单效蒸发工艺计算 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 3.3.蒸发器主体工艺设计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 4.4.蒸发装置的辅助设备蒸发装置的辅助设备 4.1 气液分离器 4.2 蒸汽冷凝器 5.5.结语结语 致谢致谢 附表附表 参考文献参考文献 - - 2 任务书任务书 - - 3 一、设计意义一、设计意义 二、蒸发工艺设计计算二、蒸发工艺设计计算 （1）蒸浓液浓度计算）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。 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。 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。 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。 根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。 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，重复步骤至，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。 43 0 2 8*10 *10 *0.5 42735/ 300*24*0.13 X13% WF* 142735* 131624/ X50% Fkg h kg h 蒸发水量：（）（） （2）溶液沸点和有效温度差的确定）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500151.72113.2 二次蒸汽20602355 - - 4 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 )( / 1 KTTt 式中 t -有效总温度差，为各效有效温度差之和，。 1 T -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， 由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失 则 22 0 1 (273.260) 0.01620.01620.764 2355 0.764*1.821.37 T f r C 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 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=0.51.5K。 本设计取=1.0K 根据以估算的二次蒸汽压强 1 t 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/kg 1 151.7602.3789.33 ms tTT - - 5 （3）加热蒸汽消耗量）加热蒸汽消耗量的计算的计算 加热蒸汽量可通过热量衡算求得，对图 1 做热量衡算： 01 () cl DHFhWHFW hDhQ 式中： H-加热蒸汽的焓，kJ/kg; -二次蒸汽的焓，kJ/kg; H -原料液的焓，kJ/kg; 0 h -完成液的焓，kJ/kg; 1 h - 加热室排除冷凝液的焓，kJ/kg; c h Q -蒸发器的热负荷或传热速率，kJ/kg; -热损失，可取 Q 的某一百分数，kJ; L Q -分别为原料、完成液的比热，kJ(/kg. ). 01 ,c c 考虑溶液浓缩不大，将取下饱和蒸汽的焓，则 H 1 t 010 () vL s FC ttWrQ D r 式中分别为加热蒸汽和二次蒸汽的汽化潜热，kJ/kg., sv r r 不计热量损失，则 010 ()31624*235542735*3.75*(6025) 37896.8/ 2113.5 v s FC ttWr Dkg h r （4）蒸发器的传热面积）蒸发器的传热面积的计算的计算 传热面积方程为 Q S t 式中 Q-换热热流量，W。 K-传热系数，W/（m2）. -传热温度差， S-传热面积，m2 t 37 37896.8*2113.2*10 /36002.225*10 s QDrW 89.33 m t 降膜式蒸发器的总传热系数为 12003500 W/（m2） ，取 K=2000 W/（m2） - - 6 7 2 2.225*10 124() 2000*89.33 m Q Sm K t 为安全计取 s=124*1.18=146m2 计算结果列表： 加热蒸汽温度()151.7 操作压强 Pi/ (KPa)500 溶液沸点 ti（）60 完成液浓度(%)50 蒸发水量 Wi （Kg/h）31624 生蒸汽量 D （Kg/h）37896.8 传热面积 Si （m2）146 三、蒸发器工艺尺寸计算三、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 0.62m，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 可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数 n， 3 0 146 281 (0.1)3.14 57 10(30.1) S n dL （根） 式中： S-蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定（优化后的面积） ； d0-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）复核总传热系数复核总传热系数 馆内沸腾传热系数馆内沸腾传热系数 ai按进口条件算。按进口条件算。桃汁的粘度取=0.7*10-3PaS L 3 42735 384 3.14*0.05*281*0.7*10*3600 LiL MF d n - - 7 （3）加热室直径及加热管数目的确定）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： t70mm 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： 22 886 . 0 sinattFmp 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 3 2 2 1 281 0.866 (70 10 ) 1.36 0.9 mp nF Fm 式中：F1-管数为 n 时在管板上占据的总面积， 管板利用系数，=0.7-0.9； 当循环管直径为 D 时，在管板上占据的总面积为 1 233 2 1 2 (2 )3.14 (530 102 70 10 ) 0.352 44 Dt Fm 式中：F2-循环管占据管板的总面积， ； 2 m 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，则： 0 D - - 8 =1.36+0.352=1.712m 2 012 4 DFF 由此求得 D=1712mm，经圆整取 D=1700mm, 所以壳体内径为 1700m，厚度为 10.0mm. 00 （4）分离室直径与高度的确定）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* W V U 式中: V-分离室的体积，m3； 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/m3； U-蒸发体积强度，m3/(m3*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=1.11.5 m3/(m3*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 * 4 VDH 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=12。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=1.2m3/（m3*s） ； 3 31624 56 36003600 0.131 1.2 W Vm U 取分离室的高度 H=5.4m 则 D=3.6m （5）接管尺寸的确定）接管尺寸的确定 - - 9 流体进出口的内径按下式计算 4 S V d U 式中 s V -流体的体积流量 m3/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。 取流体的流速为 1.0m/s， 0 44 42735 0.057 3600 1150 3.14 1.0 V Dm u 所以取 57X3.5mm 规格管。 四、蒸发装置的辅助设备四、蒸发装置的辅助设备 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的分离，但是为了防止损 失有用的产品或防止污染冷凝液，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，故气液分离器或除沫器。其类型很多，我们选择惯性式除沫器，起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。取流体的流速为 45m/s 在惯性式分离器的主要尺寸可按下列关系确定：D0=D1； D1：D2：D3=1：1.5：2 H=D3 h=0.40.5D1 D0-二次蒸汽的管径，m D1-除沫器内管的直径，m D2-除沫器外管的直径，m D3-除沫器外壳的直径，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 则取相近标准管子 299X7.5mm，则 0 44 31624 0.305 3600 2.667 3.14 45 V Dm u D0=299mm D1=299mm D2=448.5mm D3=598mm H=598mm h=135mm 选取二次蒸汽流出管： 299X7.5mm 除雾器内管： 530X9.0mm 除雾器外罩管：630X9.0mm 五、工艺计算汇总表五、工艺计算汇总表 效数1 加热蒸汽温度（）151.7 操作压强 P/ （Kpa）500 - - 10 溶液沸点 t（）60 完成液浓度（%）50 蒸发水量 W （Kg/h）31624 生蒸汽量 D （Kg/h） 传热面积 S （m2） 加热管规格57*3.5 分离室直径（mm）3600 加热管、循环管长度（mm）3000 溶液进出口规格57*3.5 加热室规格 分离室高度(mm) 加热管数（根） 除雾器内管规格 530X9.0mm 二次蒸汽流出管规格299X7.5mm 六、课程设计心得六、课程设计心得 时光荏苒，白驹过隙。转眼间，为期两周的食品工程原理课程设计就已经接近尾声了。回 首望去，心情格外的