双效蒸发器详细设计文件讲解

1、目 录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33.2多效蒸发溶液沸点和有效温度差的确定 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定124.4分离室直径与高度的确定

2、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5.2 蒸汽冷凝器18186. 工艺计算汇总表7. 对本设计进行评述1919参考文献 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（ 60 ），加热蒸汽压力为 250kpa(表，冷凝器真空度为 92kpa，日处理量为

3、 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/(m2k，第二效采用强制循环，传热系数为 1800w/(m2k，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艺简图。

4、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 /h则 w=3000*(1-=1956.5 /h设两效的蒸发量相等 ,w=w1+ w2 且 w1=w2=978.25 /h则 x1=0.24x2=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（）汽化热（ kj/kg ）效加热蒸汽351138.82152效二次蒸汽19.9602355效加热蒸汽19.8592357效二次蒸汽9.544.32379进冷凝器蒸汽

5、943.32393可计算 1=02=6.6*10 6 k /jcpf=cpw(1-w=4178*(1-0.16=3509.25 j/k在 60下 水的 cpw=4178 j/k热利用系数 一般可取 0.98- 0.7 xi则 1=0.98 -0.7* （0.24-0.16 ）=0.9242=0.98 -0.7* （0.46-0.24 ）=0.826w1=(s1+fcpf1* 1= s 11=0.924s1w2=s2+（fcpf- cpww1）2* 2=w1+（3000*3509.52-4178*0.924s 1）*6.6*10-6*0.826=0.831s1+64.2又知 w=w1+ w2 则

6、 0.924s 1+0.831s1+64.2=1956.5/h得 s1=1078.23 /h w1=0.924s1=0.924*1078=996.29 /h w2 =960.21 /hs2= w1=996.29 /h 4 换热面积得计算a1=9.08 a2=24.65 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=， a2=则相比可得t1 =,t2 =温差相加得，=t1 +t2 =则a=3.2 多效蒸发 溶液沸点和有效温度差的确定=(t1- tk-式中有效总温度差，为各效有效温度差之和，t1 第一效加热蒸汽的温度，tk冷凝器操作压强

7、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，= + + ，式中由于溶液的蒸汽压下降而引起的温差损失，或因沸点升高引起的温差损失，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而引起温度差损失， 校正法求 =f0=0.01620，式中0常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温差损失，f 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 f=0.0162=0.76x2=0.46 时，0=1.

8、48 f=0.0162=0.68则 可得1=f0=0.76*0.38=0.292= f0=0.68*1.48=1.00则 =1+2=0.29+1.00=1.29同时由上面计算可得各效料液温度t1=t1+1=60+0.29=60.29 t2=t2+2=44.3+1=45.3 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pm=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，pa溶液的平均密度，/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，tp 根据二次蒸汽压求得溶液沸点，所以在效蒸发器中， pm1=p1+=19.9+=

9、24.9 kpa查得 tpm1=63.2 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 同理， pm2=p2+=9.5+=14.6 kpatpm2=52.8 得，2=52.8 - 44.3=8.5则 =1+2=3.2+8.5=11.7各效间由流动阻力引起的温差损失取经验值为 1k，则 =2 最后得=+ =1.29+11.7+2=14.99则 =(t1- tk-=（138.8-43.3 ）- 14.99=80.5 3.3 根据有效传热总温差求面积a=则=13.4 m23.3.1 则重新分配温差t1 =53.3 t2 =27 重复上述计算步骤；1）

10、x1=0.24x2=0.463.3.2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 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 3.4 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（）汽化热（ kj/kg ）效加热蒸汽351138.82152效二次蒸汽34.772.32325效加热蒸汽3371.32327效二次蒸汽9.544.32379进冷凝器蒸汽943.32393可计算 1=2=（- ）5.3*10- 6 k /j=1.2*10 5 k /jcpf=cpw(1-w=417

11、0*(1-0.16=3502.8 j/k在 72.3 下 水的 cpw=4170 j/k热利用系数 一般可取 0.98- 0.7 xi则 1=0.98 -0.7* （0.24-0.16 ）=0.9242=0.98 -0.7* （0.46-0.24 ）=0.826w1=(s1+fcpf1* 1=【 s1+3000*3502.8* （- ）5.3*10-6 】1=0.924s-55.71w2=【s2+（fcpf- cpww1） 2】* 2=【w1+（3000*3502.8-4170* （0.924s1-55.7 ）*1.2*10-5 】*0.826=0.725s1+73.09又知 w=w1+ w2

12、则 0.924s1-55.7+0.725s1+73.09=1956.5/h得 s1=1175.9 /hw1=0.924s1-55.7=0.924*1175.9-55.7=1030.8/hw2 =1956.5-1030.8=925.7/hs2= w1=1030.8 /h与第一次计算结果比较1-=0.031-=0.03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：a1=14.6 a2=13.9 误差 1-=1-=0.041.8 m 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

13、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，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/m 3, 进料的质量流量 =3000 kg/h ，取 =1.0m/s( 食品工程原理设计指导书 p13，则=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 s1=1175.9 kg/h ，取

14、 =30m/s，蒸汽进入时 pab=351kpa,得 =1.907 kg/m3 ，则=0.085m，则取相近标准管子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，则， w1=1030.8 kg/h, 在 pab=33.4kpa 下，得 =0.210 kg/m3 ，取 =30m/s，则=0.24m , 则取相近标准管子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=1175.9 kg/h ，又 =1000 kg/m3，取 =0.10 m/s ，则=0.065m,则取相

15、近标准管子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=d1；d1：d2：d3=1：1.5 ：2 h=d3

16、h=0.40.5d1d0-二次蒸汽的管径， 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， mh-除沫器内管顶部与器顶的距离，m又在本设计中，=0.24m , 则取相近标准管子，则 d0=245d1=245mm d2=367.5mm d3=490mm h=490mm h=98mm5.2 蒸汽冷凝器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