食品工程原理课程设计指导

1、第1章 蒸发装置的设计第1节 概 述以浓缩溶液为目的的蒸发装置，其设计任务总的来说是确定蒸发方案，即确定蒸发的操作条件、蒸发设备的型式、蒸发流程等，进行工艺计算和设备的结构计算、强度计算或选型，最后用流程图、设备图和设计说明书表达设计者的设计思想和全部设计内容。一项好的设计，必须做到工艺性能良好、设备投资少、操作费用低，即技术上应满足工艺的要求，经济程度要高，且能保证安全生产。蒸发装置的设计程序一般为： 1根据溶液的性质及工艺要求确定蒸发的操作条件;蒸发器的型式和蒸发操作的效数及流程等。 2根据物料衡算及热量衡算计算加热蒸汽消耗量及各效蒸发量。3. 求出各效传热量和传热有效温度差，确定传热系数

2、，从而计算各效的传热面积。4根据传热面积和选定的加热管的直径和长度，计算加热管数；确定管心距和排列方式，计算加热室外壳直径。 5确定蒸发器的尺寸。6. 附属设备的设计计算或选型。 7. 绘制图纸和编写设计说明书。 第2节 蒸发方案的确定蒸发作为食品产品工艺制造过程中的一个单元操作，有多种不同的设备，不同的流程和不同的操作方式。它们各有不同的技术特性和经济性。我们应该根据满足工艺要求和提高经济效果两大原则，结合实际综合考虑，确定一个先进合理的蒸发方案。21 蒸发操作条件的确定需要确定的蒸发操作条件主要是指蒸发器加热蒸汽的压力(或温度和冷凝器的操作压力或真空度。正确确定蒸发的操作条件，对保证产品质

3、量和降低能源消耗，具有重要的意义。通常，被蒸发的溶液有一个允许的最高温度，超过这个温度, 物料就会变质、破坏。例如蔗糖溶液，为了防止高温下分解或焦化，其蒸发温度一般不能超过127这就是我们确定加热蒸汽压力(或温度）的重要依据。蒸发操作可以在低于最大允许温度的广阔温度范围内进行，可以采用压力蒸发，常压蒸发或真空蒸发。要在一个广阔的温度范围内确定一个合适的加热蒸汽温度和冷凝器压力，是一个涉及许多因素的颇为复杂的问题。一般食品厂，常装设热电厂的蒸汽机、透平机的废蒸汽或锅炉，因而蒸发用汽应该考虑利用这些蒸汽。直接采用未经做功的锅炉减压蒸汽是不经济的。糖厂中蒸汽机的废汽压力约为150170kpa，透平机

4、则为300400kpa 。 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。从节能的观点出发, 我们应该充分利用蒸发所产生的二次蒸汽作为其它加热设备的热源，即要求蒸发装置能提供温度较高的二次蒸汽。这样，既可减少锅炉生蒸汽的消耗量，又可减少末效进入冷凝器的二次蒸汽量，提高了蒸汽的利用率。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。但通常所用饱和蒸汽的温度不超过180，超过180时，相应的压强就很高，这就增加了加热的设备费和操作费。多效蒸发旨在节省加热蒸汽，我们应该尽量采用多效蒸发。如果工厂提供的是低压蒸汽(如蒸汽机废汽，为了利用这些低压蒸汽，并实现多效蒸发，则末效应在较高的真空度

5、下操作，以保证各效具有必要的传热温度差。或者选用高效率的蒸发器，这种蒸发器在低温差下仍有较大的蒸发强度。末效操作压力的确定基于如下的考虑：如果第一效采用较高压力的加热蒸汽，则末效可以采用低真空蒸发或常压蒸发，甚至可以采用压力蒸发。此时末效产生的二次蒸汽具有较高的温度，可以全部利用，而不进入冷凝器(为适应生产中实际存在的不稳定性，冷凝器不能取消，因而经济性高。此外，各效操作温度较高，溶液粘度较低，传热好，蒸发强度较大。如果第一效加热蒸汽压力低，则如上所述，末效应采用较高真空度操作。此时，各效二次蒸汽温度不高，利用价值低。末效二次蒸汽进入冷凝器冷凝，大量能量损失，又消耗了冷却水泵所需之能量。此外，

6、各效在较低温度下操作，溶液粘度大，传热差，蒸发强度也较低。但对于那些高温对产品质量有不良影响的物料，这种低温蒸发显然是好的。对混合式冷凝器而言，其最大的真空度决定于冷凝器内的水温和真空装置的性能。通常冷凝器的最大真空度为8285kpa，也可高达93kpa。22 蒸发器的类型及其选择在食品工业中，大多数蒸发器都是用饱和水蒸汽作为加热介质，因此，蒸发器中热交换的一方是饱和水蒸汽的冷凝，另一方是溶液的沸腾。一般说来，蒸汽冷凝传热系数比溶液沸腾传热系数大得多，因此，传热的关键在于沸腾传热。 为了适应各种不同物性(如粘度、起泡性、热敏性等物料的蒸发浓缩，出现了各种不同结构型式的蒸发器。随着生产的发展，蒸

7、发器的结构不断改进。常用的间壁式传热蒸发器，按溶液在蒸发器中的流动特点，可分为循环型(如中央循环管式、悬筐式、加热室在体外的长管式和列文式等和单程型(如升膜式、降膜式、升降膜式、回转式、刮板式、离心式、旋风式、螺杆式、板式等两大类型。对于一个具体的蒸发过程，根据它的工艺特点选择适宜的蒸发器是设计中应该首先解决的一项重要内容。下面仅介绍两种常用的蒸发器，其它型式的蒸发器可参考食品工程原理教材及蒸发设计手册。中央循环管式蒸发这种蒸发器的结构如图11所示。该蒸发器的加热管竖立安装，在加热室的中央有一直径比其它加热管大得多的中央循环管，由于中央循环管较大，单位体积溶液占有的传热面积较其余加热管中溶液所

8、占有的传热面积为小，因此，中央循环管和其它加热管内溶液的受热程度不同，后者受热较好，溶液汽化较多，因而所形成的汽液混合物的密度就比中央循环管中溶液的密度小，加上所产生的蒸汽在这些加热管内上升时的抽吸作用，使蒸发器中的溶液形成由中央循环管下降，而由其余加热管上升的循环流动。这种循环主要是由于溶液的密度差引起 图1-1 中央循环式蒸发器 的，故称为自然循环。1- 外壳；2-加热室；3-中央循环管； 为了使溶液循环良好，中央循环管的截面积一4-蒸发室；5-除沫器 般为其余加热管总截面积的35100，加热管长度一般为0.82.5m或2.54m。加热管直径多在2575mm之间。目前糖厂多采用42

9、5;3×2500mm的无缝不锈钢管。加热室上方为二次蒸汽室，称蒸发室或分离室，其高度约为加热管子长度的1.52倍。这个高度既考虑汽液分离的需要，又考虑清除加热管积垢时的需要。分离室的直径一般与加热室壳体直径相同或稍大。分离室上应装有人孔、视镜，最低一个视镜一般距加热室上管板约400mm左右。罐体上应装洗水管、压力表、真空表、安全阀等。蒸发器内溶液的循环速度一般在O.4O.5ms以下。由于溶液的循环使得器内溶液浓度接近完成液的浓度。在这种型式的蒸发器中，溶液在加热管中的液位高度对溶液循环和热传送都有很大的影响。一般液柱高度维持在加热管高度的1/2或13。但对于浓缩时有盐和污垢析出的溶液

10、，液柱一般稍超过加热室的高度。此种蒸发器用于浓缩有结晶析出的溶液时，一般可在中央循环管中安装搅拌器，而且罐的底部呈锥形，以便于排料。 这种蒸发器由于具有结构紧凑、制造方便、传热效能高(一般传热系数K11002800Wm2·K以及操作可靠等优点。故适用面较广，但循环推动力不够大。如果溶液粘度大，则循环速度更小，传热效果差。此外，溶液在其中多次循环，停留在加热区的时间较长，对热敏性物料不利。对于热敏性物料的浓缩，多选用单程型的液膜蒸发器。下面介绍一种常用的单程型液膜蒸发器-降膜式蒸发器。降膜式蒸发器的结构如图12所示。其加热器由一束较长的加热管构成。料液先通过预热器预热至接近沸点(比沸点

11、低12或到达沸点，然后由顶部经液体分布器均匀进入加热管内，沿管壁成膜下降，由于严格控制进料量和液膜厚度(一般为15mm，使蒸发过程快速进行。蒸发产生的蒸汽夹带着液滴，形成汽液混和物，它以极快的速度流至蒸发器底部，然后进入分离器(一般为切线方向入口。二次蒸 图1-2 降膜式蒸发器 汽由分离器顶部排出，浓缩液从分离器下部流 1-蒸发室；2-分离室；3-液体分布器 出。降膜式蒸发器的管长与管径之比约为100150。根据理论分析和实践经验，长管对管内液膜的热传递有利，而短管则对管外蒸汽的放热有利。因此当料液的粘度小时，可选用较短的管子；当料液粘度大时，则宜选用较长的管子。工业中较大型的液膜蒸发器，一般

12、采用Ø3350mm的管子，管长则为7m 。比较小型的设备，则可采用Ø2025mm的管子，管长约为2.53m。在该蒸发器内，溶液沿加热管壁呈膜状流动而进行传热和蒸发，液膜传热热阻较小，即使在较低的传热温度差(如510下，传热系数也较大。由于溶液不循环，在蒸发器中的停留时间短，因而特别适用于热敏性物料的蒸发。而且，整个溶液的浓度，也不象循环型那样总是接近于完成液的浓度，故由于溶液蒸汽压降低所引起的温度差损失就相对小些。此外，因是膜状流动，故液柱静压强引起的温度差损失可以略去不计。所以在相同操作条件下，这种蒸发器的有效温度差较大。由于蒸发管很长，料液沸腾时所生成的泡沫极易在管壁上

13、因受热而破裂，因此降膜蒸发器又适用于蒸发易生成泡沫的料液，同时也适用于蒸发粘度较大的料液，但不适用于易结晶或易结垢的物料。图1-3 双效降膜式浓缩装置流程图1-洗涤槽；2-第一效浓缩器；3-热泵；4-第二效浓缩器；5-混合式冷凝器；6-中间冷凝器；7-一级喷射泵；8-启动喷射泵；9-二级喷射泵；10-热水泵；11-浓奶泵；12-冷凝水泵；13-奶泵；14-奶泵；15-平衡槽降膜式蒸发器在工厂中已获得广泛应用。例如某乳品厂使用一套蒸发量为1200kghr的双效降膜式浓缩器，进行浓缩牛奶，时间短，使用效果良好，生产能力与工艺技术性能都较先进。如图13所示，它除了双效降膜式浓缩器外，还包括了料液的预

14、热杀菌；回收利用二次蒸汽的蒸汽喷射泵；形成真空的两级蒸汽喷射泵及低位混合式冷凝器。牛奶先经80米长的预热盘管，逐级预热达9598 。进入保温管内，这时料液的流速由1.1m/s降至0.1m/s，流经时间约24s，在此阶段完成料液的预热杀菌。接着料液进入一效浓缩器顶部的分配盘(盘上有分布均匀Ø 4.5毫米的孔，对准相邻三根加热管，均匀分配于35根；外径Ø 40×2毫米、长5米(Ld138不锈钢加热管内，沿管壁呈膜状下降浓缩，产生的二次蒸汽与料液由底部进入离心式分离室。一效加热温度为8385 管内蒸发温度为7072，由一效出来料液浓度约24(干物质；然后由中间离心式物料

15、泵送入二效浓缩器，它的加热管19根，长度及直径同一效，加热温度为7072，管内蒸发温度为4550，由二效出来料液浓度为48(干物质。使用蒸汽压力为8.5大气压，蒸汽消耗量为500kg/hr，冷却水耗量12mhr（20）,电机总功率11千瓦，其总传热系数：一效为1651.5W/m2·K，二效为930.4W/m2·K。蒸发设备在构造上必须有利于过程的进行，因此，选用和设计蒸发设备时应该考虑如下几点： 1. 尽量保证较大的传热系数。 2要适合溶液的一些特性，如粘性、起泡性、热敏性、溶解度随温度变化的特性以及腐蚀性等。3. 能完善地分离液沫。4尽量减少温度差损失。5尽量减慢传热面上

16、污垢的生成速度。6 能排出溶液在蒸发过程中所析出的结晶体。7能比较方便地清洗传热面。除了从工艺过程的要求来考虑蒸发设备的结构以外，还必需从机械加工的工艺性、设备的价格，操作费和设备费的经济分析来考虑。为此，还须注意下列几点：1. 设备的体积和金属材料的消耗量小。2. 机械加工和制造、安装应该合理和方便。 3检修容易。4. 设备的使用寿命长。 5有足够的机械强度。6操作费低。以上所提的这些要求还不是很全面的，而且也常常不能同时满足。因此，在设计过程中考虑这些要求时，必须权衡轻重。综上所述，对蒸发器的要求是多方面的。但在选材时，首先要看它能否适应所蒸发物料的工艺特性，包括浓缩液的结垢性、粘度、热敏

17、性、有无结晶析出，发泡性及腐蚀性等。现分述如下： 1结垢 在蒸发器的加热管上会有一些污垢生成，使传热系数受影响。严重结垢时，传热系数显著减少，使生产能力下降。污垢生成的原因有两种，一种是由于加热管局部过热而使料液碳化，多数是因温度上升，料液浓缩而析出CaSO4 ，Mg(OH2或CaCO3等无机盐或其它固体。除去污垢，通常可用化学药品清洗，也可用机械方法剥离，例如用一旋转头装在金属软管一头，金属软管另一头接压缩空气，压缩空气使转头旋转，将转头伸入加热管以剥离污垢。总之，当生成一定厚度的污垢后，就要进行清除。对于一般容易生成污垢的料液，宜选取管内流速大的强制循环蒸发器。 2. 粘度 当浓缩液粘度显

18、著增加时，在自然循环型的蒸发器管内流速降低，传热系数也随之降低，因而蒸发器生产能力减小。故对于粘度大的物料不宜选择自然循环型蒸发器。通常自然循环型适用的粘度范围为0.O10.1Nsm2。当管内流速取得较大，即使粘度增加，传热膜系数也能维持较大的数值。因此，对粘度大的物料，以选择强制循环型、回转型和降膜型蒸发器为宜。 3热敏性 对热敏性溶液，宜用储量少、滞留时间短的蒸发器。故低温蒸发器和各种型式的薄膜蒸发器均可采用。4有无结晶析出 对于有结晶析出，特别是溶解度随温度上升而降低的料液，则加热管有堵塞的可能。此种情况，采用强制循环蒸发器或列文式蒸发器为宜。5发泡性 当蒸发器液面发泡激烈，伴随夹带飞沫

19、而引起成品损失增加，严重时，甚至不能操作。任何液体不可避免会或多或少地发泡，彻底消除发泡的蒸发器是没有的，强制循环型和长管薄膜型蒸发器管内流速较大，对破坏泡沫有利。操作条件对发泡程度有影响，例如变更蒸发温度就会引起发泡情况的变动.故考虑设备型式的同时，也要考虑操作条件。当发泡严重时，则须加入消泡剂。6腐蚀性处理腐蚀性的物料时，加热管须采用合适的防腐材料,目前使用的有玻璃，不透性石墨和合金等材料。表1-1 汇总了常见蒸发器的一些主要性能，可供选型时参考。表1-1 常见蒸发器的一些主要性能蒸发器型式造价总传热系数溶液在管内流速m/s停留时间完成液浓度能否恒定浓缩比处理量对溶液性质的适应性稀溶液高粘

20、度稀溶液高粘度易生泡沫易结垢热敏性有结晶析出水平管型最廉良好低长能良好一般适适适不适不适不适标准型最廉良好低0.10.5长能良好一般适适适尚适尚适稍适外热式(自然循环廉高良好0.41.5较长能良好较大适尚适较好尚适尚适稍适列文式高高良好1.52.5较长能良好较大适尚适较好尚适尚适稍适强制循环高高高2.03.5能较高大适好好适尚适适升膜式廉高良好0.41.0短较难高大适尚好好尚适良好不适降膜式廉良好高0.41.0短尚能高大较适好适不适良好不适刮板式最高高高短尚能高较小较适好较好不适良好不适甩盘式较高高低较短尚能较高较小适尚适适不适较好不适旋风式最廉高良好1.52.0短较难较高较小适适适尚适尚适适

21、板式高高良好较短尚能良好较小适尚适适不适尚适不适浸没燃烧廉高高短尚能良好较大适适适适不适适23 蒸发装置流程的确定蒸发装置流程是指多效蒸发中蒸发器的数目及其组合排列方式，物料和蒸汽的流向，附属设备如预热器、冷凝器和真空泵的装设，以及为谋求进一步节省蒸汽和充分利用热能而引出额外蒸汽，采用冷凝水自蒸发器和低压蒸汽再压缩使用的方案和流程。下面分述以上各项的确定原则。效数的确定在设计流程时首先应考虑采用单效蒸发,还是多效蒸发.为了充分利用热能,在食品生产中一般采用多效蒸发。因为在多效蒸发中，将前一效的二次蒸汽作为后一效的加热蒸汽，故可以节省生蒸汽的消耗量。但不是效数愈多愈好，多效蒸发的效数受经济上和技

22、术上的因素所限制。经济上的限制是指效数超过一定值则经济上不合算。在多效蒸发中，随着效数的增加，则总蒸发量相同时所需的生蒸汽量减少，使操作费用降低。但效数越多，设备费用也越多。而且随着效数的增加，所节省的生蒸汽消耗量也愈来愈少。所以不能无限制地增加效数，最适宜的效数应使设备费和操作费二者之和为最小。技术上的限制是指效数过多，蒸发操作将难以进行。如前所述，多效蒸发的第一效加热蒸汽温度和冷凝器的操作温度都是受限制的。多效蒸发的理论传热总温度差，即上述两温度之差值，也是受限制的。在具体操作条件下，此差值为一定值，当效数增加时，各效温度差损失之和随之增大，因而有效总温度差减少。当效数过多、有效总温度差极

23、小时，分配到各效的有效温度差将会小至无法保证各效发生正常的沸腾状态，蒸发操作将难以进行。所以效数也受到限制。一般分配到各效的有效温差不能小于57。基于上述理由,实际的多效蒸发过程,效数并不很多。通常，对于电解质溶液，如NaOH，NH4NO3等水溶液，由于其沸点升高较大，故通常为23效；对于非电解质溶液，如有机溶液等，其沸点升高较小，所以，效数可以取46效，但真正适宜的效数，还需通过最优化的方法来确定。据报道，A. H. P. Skelland根据经济衡算的原则，已经获得最适宜的效数的计算公式。在多效蒸发装置中，溶液的流程，可以是并流、逆流、平流和混流；流程的选择，主要据溶液特性、操作方便以及经

24、济程度来决定。在一般情况下常用并流加料。因为并流操作，溶液在效间输送可以利用各效间的压力差进行，而不需用泵。另外由于各效沸点依次降低，故前一效的溶液进入后一效时，会因过热而自行蒸发，因而可以产生较多的二次蒸汽。但并流加料时，各效浓度依次增加，而沸点依次降低，所以，溶液粘度依次增加，各效传热系数依次降低，因此，对于粘度随浓度迅速增加的溶液是不宜采用并流操作的。在逆流流程中，料液由末效加入，依次用泵送到前一效。溶液从后一效进入前一效时，温度低于前一效的沸点，在这种流程中，溶液浓度愈大，蒸发的温度愈高。因此，各效的溶液粘度相差不会很大，因而传热系数大小也就不致过于悬殊。其缺点是各效之间都要用泵输送溶

25、液，设备较复杂。所以，逆流加料法适用于粘度随浓度变化较大的溶液，而不适用于热敏性的物料蒸发。混流操作是在各效间兼用并流和逆流加料法。例如，在三效蒸发装置中，溶液的流向可分为3l2或231。故此法采取了以上两法的优点而避免其缺点，但操作比较复杂。平流加料法适用于在蒸发过程中伴有结晶析出的场合，例如食盐水溶液的蒸发，因为有结晶的析出，不便于在效间的输送，所以宜采用此法。(一抽取额外蒸汽在满足工艺要求，即保证产品浓度，以及选定生蒸汽和冷凝器的操作参数前提下，应最大限度的抽取额外蒸汽,做到全面利用，使进入冷凝器的二次蒸汽量降低到最地限度。引出的额外蒸汽可作为其他加热设备的热源，这样可以节省生蒸汽,不过

26、抽出的额外蒸汽,其压力比生蒸汽低.额外蒸汽抽出量的多少，视生产的需要和蒸发器的可能性而定,一般糖厂的蒸发设备多引出额外蒸汽.(二热泵蒸发热泵的基本原理是借助一定的能量消耗或能位降级，将热量由低温热源传递到高温热源。按提高余热温位的方法，可分为蒸汽压缩式热泵、吸收式热泵及化学热泵等。目前应用于食品生产中的热泵，主要是蒸汽压缩式热泵。蒸汽压缩式热泵是将二次蒸汽经绝热压缩，提高其饱和温度后再送回原来的蒸发器中作为加热蒸汽。图1-4为蒸汽压缩式热泵蒸发的流程之一。由图可见，除开工时外，不需另外供给加热蒸汽，只需补充少量压缩功即可维持正常运动，因而节省了大量的生蒸汽。通常，在单效蒸发和多效蒸发的末效中，

27、二次蒸汽的潜热全部由冷凝器中的冷却水带走，而在热泵蒸发中，不但没有此项热损失，而且不消耗冷却水，这是热泵蒸发节能的原因。（三）热再压缩蒸发机械再压缩法中的压缩机，如用蒸汽喷射器来代替则称这种蒸发为热再压缩蒸发，所使用的蒸汽喷射器亦称升压泵。升压泵的作用与蒸汽喷射真空泵不同之点在于其吸入气为水蒸气而由扩压管压缩、相当于1kg工作蒸汽所吸入的二次蒸汽量，称为抽气系数，即： (1-1 图1-4 热泵蒸发简图式中:Gx 为被吸入的二次蒸汽量，kgs；G为工作蒸汽消耗量，kg/s。由升压泵送入蒸发器加热室的蒸汽量等于被吸入的二次蒸汽量和工作蒸汽量之和,即： D = G+Gx (kg/s (1-2将Gx=

28、G代入，得工作蒸汽消耗量： (kg/s (1-3或 上式表示采用热再压缩法的经济程度。一般而言，的数值根据蒸发压力而定。对于许多低温操作，当工作蒸汽的压力为810atm时，约等于1，其经济程度为： 即每小时蒸发1吨水分的设备，约需工作蒸汽半吨。当2时,则每蒸发1吨水分仅需工作蒸汽13吨。图1-5 热再压缩蒸发工作原理图1-5说明热再压缩蒸发的工作原理。右边水蒸汽状态图上各点与左图中个部位上水蒸汽的状态相对应。高压工作蒸汽进入缩扩喷嘴后，依等熵过程膨胀至状态点。设喷嘴出口蒸汽速度为u，且各种损失忽略不计，其过程线为图中实线所示。根据稳定流动能量方程，若忽略点的流速不计，则有：实际上膨胀过程并非绝

29、热等熵，过程系按图中的虚线进行至，设效率为，故有：又设：工作蒸汽量为G；吸入的低压蒸汽量为Gx，其流速为u1；混合时无损失，至喉部流速为u2。根据动量守衡定律，有：Gu+ Gxu1=（G+ Gx）u2因为u1<< u2 ，故近似认为：Gu=（G+ Gx）u2对于点2，如果蒸汽混合无扰动损失，其焓h2有如下关系：Gh+ Gxh1=（G+ Gx）h2如果考虑有上述各种损失，则混合蒸汽的状态为2 所表示。其次，从喉部至扩压管出口之间，状态2之蒸汽如为等熵压缩，则蒸汽转变为点3的状态。由于此过程实际上也存在损失，且u2 >> u3 ，故有： 设蒸汽升压泵的热效率为h ，h由下式

30、表示： (1-4 关于蒸汽喷射器的工作蒸汽消耗量参阅图1-6。所使用的喷射器的喷嘴喉孔直径与工作蒸汽 图1-6 蒸汽喷射器的工作的耗量、压力和比容有关，其关系式如下： 蒸汽消耗量（吸入压力为负压） (kg/s (1-5 或 (m (1-6 式中 d0-喷嘴喷孔直径，m；PI-工作蒸汽绝对压力，Pa；I-工作蒸汽比容，m3/kg；G -工作蒸汽消耗量，kg/s；K-系数，饱和蒸汽为0.74，过热蒸汽为0.752。对食品的真空浓缩，二次蒸汽的比容极大。要压缩这样大体积的二次蒸汽，采用蒸汽喷射的方法比机械方法优越，而且价格便宜，检修方便，主要缺点是热效率低，改变操作条件的灵活性小。(四冷凝水的回收在

31、多效蒸发中有大量冷凝水，如果这些具有一定温度的冷凝水排走，则会造成大量的能源和水源的浪费。因此，在多效蒸发的流程中，通常第一效的冷凝水是作为锅炉补给水，这样既可提高锅炉给水的温度，且这种软水可减少锅炉加热面的积垢，提高锅炉的热效率。其他各效的冷凝水，可根据工厂生产的需要，作为其他加热介质或工艺用水。汽水分离器的设置 为了使加热室的操作能正常进行,必须不断排除地其中的冷凝水,同时又要避免尚未冷凝的蒸汽随冷凝水外逸。所以必须设置汽水分离器(又名冷凝水排除器。汽水分离器工作性能的好坏与节能有很大的关系。根据有关资料的报导，将常用的浮杯式汽水分离器改为空间式分离器，可使蒸发器的热效能提高80%以上。可

32、见汽水分离器选型的重要性。第3节 蒸发器的工艺计算31 溶液的沸点和温度差损失蒸发计算中需要知道溶液的沸点。一定压强下，溶液的沸点较纯水的要高，两者沸点之差称为溶液的沸点升高。一般稀溶液或有机溶液的沸点升高值较小；而无机盐溶液的则较大，有时可达六、七十度或更高。对于同一种溶液，沸点升高值随溶液浓度及蒸发器内液柱高度而异，浓度越大、液柱越高，沸点升高值越大。溶液沸点升高的计算式为：= t - T (1-7式中 -溶液的沸点升高， ；t-溶液的沸点， ；T-与溶液压强相等时水的沸点，即二次蒸汽的饱和温度， 。蒸发操作中，当加热蒸汽温度T 一定时，由于溶液的沸点升高，使蒸发器中的传热有效温度差t小于

33、未考虑沸点升高时理论上的传热温度差tT，由于沸点升高使传热温度差降低，故溶液的沸点升高又称为传热的温度差损失，即：tT-t= (1-8或 t=tT- (1-8a式中t-传热的有效温度差， ； tT理论上的传热温度， ； 例如，某蒸发操作中加热蒸汽的绝对压强为200kPa，相应的饱和温度为120.2，分离室绝对压强为70kPa，若蒸发的是纯水，纯水在70kPa压强下的沸点为88.9，故：有效的温度差=120.2-89.9=30.3 若蒸发的为某种溶液，在上述条件下溶液的沸点为95，故：有效温度差120.295=25.2 因此，溶液沸点升高为:9589.95.1，温度差损失为：30.325.25.

34、1 ，即在一定操作条件下溶液的沸点升高等于传热的温度差损失。蒸发过程中引起温度差损失的原因有：(1因溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失；(2因加热管内液柱静压强而引起的温度差损失；(3因管路流体阻力而引起的温度差损失。故总温度差损失为：=+ (1-9由于溶液蒸汽压下降而引起的温度差损失为：= tA*-T (1-10溶液的沸点主要与溶液的类别、浓度及操作压强有关，一般由实验测定，常压下常见溶液的沸点列于附录。有时蒸发操作在加压或减压下进行，因此必须求出各种浓度的溶液在不同压强下的沸点。当缺乏实验数据时，可以用下式先估算出沸点升高值，即： =a (1-11式中ª常压下由于溶液蒸汽压下降而

35、引起的沸点升高(即温度差损失，可由实验测定的tA值求得 ； - 操作压强下由于溶液蒸汽压下降而引起的沸点升高， ； - 校正系数,无因次。其经验计算式为： (1-12式中T操作压强下二次蒸汽的温度，r操作压强下二次蒸汽的汽化热，kJkg 。某些蒸发器的加热管内积有一定高度的液层，液层内各截面上的压强大于液体表面压强,因此液层内溶液的沸点高于液面的，液层内部沸点与表面沸点之差即为因液柱静压强而引起的温度差损失。为了简便，计算时往往以液层中部的平均压强Pm及相应的沸点为TAm为准，中部的压强为： (1-13式中 Pm液层中部的平均压强，Pa；P液面的压强，即二次蒸汽的压强，Pa；-重力加速度，ms

36、2；液体密度，kgm3；l-液层深度，m 。为了简便，常根据平均压强Pm查出纯水的相应沸点，故因静压强而引起的温度差损失为：=tpm-tp (1-14式中 tpm与平均压强Pm相对应的纯水的沸点，tp与二次蒸汽压强P相对应的水的沸点，由于溶液沸腾时液层内混有气泡，故液层的实际密度较式114采用的纯液体密度要小，因此用式1-14算出的值偏大。此外，当溶液在加热管内的循环速度较大时，就会因流体阻力使平均压强增高，式1-13中并没有考虑这项影响，但可以抵消前述的部分误差。可见，由式1-14求出的值仅为估计值。由于管路流体阻力而引起的温度差损失蒸发中二次蒸汽由前效经管路送至下效作为加热蒸汽，因管道流体

37、阻力使二次蒸汽的压强稍有降低，温度也相应下降，一般约降1°C ,例如前效二次蒸汽离开液面时为95°C ,经管路送到后效时降为94,致使后效的有效温度差损失1,这种损失即为因管路流体阻力而引起的温度差损失。的计算相当繁琐，一般取效间二次蒸汽温度下降1,末效或单效蒸发器至冷凝器间下降11.5。应予指出，在蒸发过程的计算中，溶液的沸点是基本数据。溶液的温度差损失不仅是计算沸点所必需的，而且对选择蒸汽的压强（或其他加热介质的种类和温度）也是很重要的。例如若温度差损失很大时，沸点就很高，因而必须相应的提高加热蒸汽的压强，以保证具有必要的传热温度差。 32 单效蒸发的计算单效蒸发的计算

38、项目有：(1单位时间内蒸发出的水分量，即蒸发量；(2加热蒸汽的消耗量；(3蒸发器的传热面积。通常，生产任务中已知的项目有：(1原料液流量、组成与温度；(2完成液组成；(3加热蒸汽的压强或温度；(4冷凝器的压强或温度。围绕图17的单效蒸发器作溶质的衡算，得:Fx0=(F-Wx1 或 (1-15式中 F原料液的流量，kgh；W单位时间内蒸发的水分量， 即蒸发量，kgh；x0原料液的质量组成；x1-完成液的质量组成。 蒸发操作中，加热蒸汽的热量一般用于将溶液加热至沸点、将水分蒸发为蒸汽以及向周围散失的热量。对某些溶液，如CaCl2、NaOH等水溶液，稀释时放出热量，因此蒸发这些溶液时应考虑要供给和稀

39、释热量相当的浓缩热。对有机物原料，其溶液的稀释热可以忽略时Q=Dr=Wr+Fcp0(t1-t0+QL或 （1-16） 图1-7 单效蒸发示意图式中 F 溶液的进料量，kgh；D 加热蒸汽的消耗量，kgh；r 加热蒸汽的汽化热, kJ/kg； r 二次蒸汽的汽化热，kJ/kgt1 操作条件下溶液的沸点，t0 溶液的进料温度，QL 热损失，kJh。cp0-溶液的比热kJ/(kg· 式1-16说明加热蒸汽的热量用于将原料液加热到沸点、蒸发水分以及向周围的热损失。若原料液预热至沸点再进入蒸发器，且忽略热损失，上式可简化为： (1-16a或 (1-17式中 蒸发1kg水分时，加热蒸汽的消耗量，

40、称为单位蒸汽消耗量，kg/kg由于蒸汽的汽化热随压强变化不大，即rr，故单效蒸发操作中l，即每蒸发1kg的水分约消耗1kg的加热蒸汽，但实际蒸发操作中因有热损失等的影响，值约为1.1或更大。值是衡量蒸发装置经济程度的指标。蒸发器的传热面积由传热速率公式计算，即:Q=S0K0tm或 (1-18式中S0蒸发器的传热外表面积，m2； K0基于外表面积的总传热系数；kW(m2·；tm平均温度差， ； Q蒸发器的热负荷，即蒸发器的传热速率,W.若加热蒸汽的冷凝水在饱和温度下排除，则S0 可根据式1-19直接算出，否则应分段计算。下面按前者情况进行讨论。(一平均温度差 tm 在蒸发过程中，加热面

41、两侧流体均处于恒温、变相状态下，故：tm=T-t (1-19式中 T加热蒸汽的温度，； t操作条件下溶液的沸点， 。 (二基于传热外面积的总传热系数K0 。 基于传热外面积的总传热系数K。按下式计算： (1-20式中 对流传热系数，W(m2·；d 管径，m； Rs 垢层热阻，m2·W，b 管壁厚度，m； 管材的导热系数，W(m·。 下标i表示管内侧、 o表示外侧、m表示平均。 垢层热阻值可按经验数值估算。管外侧的蒸汽冷凝传热系数可按膜式冷凝传热系数公式计算。管内侧溶液沸腾传热系数则难于精确计算，因它受多方面因素的控制，如溶液的性质、蒸发器的型式、沸腾传热形式以及操

42、作条件等因素，因此沸腾传热系数难于准确计算。一般可以参考实验数据或经验数据选择K值，但应选与操作条件相近的数值，尽量使选用的K 值合理。表 1-2列出不同类型蒸发器的K值范围，供选用时参考。表1-2 蒸发器的总传热系数K值蒸发器的型式总传热系数 W/m2×水平沉浸加热式6002300标准式(自然循环6003000标准式(强制循环12006000悬筐式6003000内加热式(自然循环12006000外加热式(自然循环12007000升膜式12006000降膜式12003500蛇管式3502800(三蒸发器的热负荷Q 若加热蒸汽的冷凝水在饱和温度下排除，且忽略热损失，则蒸发器的热负荷为:

43、 Q = Dr (1-21上面算出的传热面积，应视具体情况选用适当的安全系数加以校正。例11 在单效蒸发器中每小时将5400kg、20 的水溶液浓缩至50。原料液温度为60 ，比热为3.4kJ(kg· 。加热蒸汽与二次蒸汽的绝对压强分别为400kPa及50kPa。操作条件下溶液的沸点为126,总传热系数K。为1560W(m2忽略浓缩热时，加热蒸汽消耗量及单位蒸汽耗量; 若原料液的温度改为126, 计算加热蒸汽消耗量及单位蒸汽耗量以及传热面积.解:从附录分别查出加热蒸汽及二次加热蒸汽的有关参数为：400kPa: 汽化热：r= 2138.5kJ/kg温度 T=143.450kPa: 汽化

44、热：r= 2304.5kJ/kg温度 T = 81.21 忽略浓缩热时，计算加热蒸汽消耗量，即kg/h2 改变原料液的温度时的情况：原料液的温度改为126加热蒸汽消耗量 kg/h单位蒸汽耗量传热面积Q=Dr=3490×2138.5=7464000 kJ/h=2075 kJ/sK0=1560 W/(m2·tm=143.4-126=17.4 m2若取安全系数为20，则S0=1.2×76.5=92 m2降膜蒸发器的操作与整个加热面上是否布满液膜有密切关系，因此这种蒸发器的传热系数计算式随液体在单位时间内单位管子周边上流过的质量M而变，即：当 时 （1-22）当 时 （1

45、-23）当 时 （1-24）式中 i-溶液沸腾传热系数，W/(m2·L-溶液的粘度,Pa·s;g -重力加速度,m/s2;L-溶液的密度,kg/m3;-表面张力,N/mL-溶液的导热系数,W/(m·cpL-溶液的比热,J/(kg·M -单位时间内单位管子周边上流过的溶液的质量，kg/(m·s, 即： (1-25式中 n管数物性按进口温度条件计算。蒸汽在管外流动，用来判断膜层流型的Re准数经常表示为冷凝负荷M的函数。冷凝负荷是指单位长度润湿周边上单位时间流过的冷凝液量，其单位为kg/(m·s,即M=W/b,此处W为冷凝液的质量流量，kg

46、/s, b为润湿周边，m。若膜状流动时，液体的横截面积（即流通面积）为A ，故当量直径 de=4A/b则 若蒸汽在垂直管外冷凝，液膜为层流（Re<1800）则 (1-26t = 25 若液膜为滞流(Re>1800，则： (1-27特征尺寸 垂直高度L ;L-垂直管的高度,m ;-冷凝液的导热系数，W/(m·-冷凝液的密度,kg/m3;-冷凝液的粘度, kg/m·s ;r -饱和蒸汽的冷凝潜热,J/kg;t-蒸汽的饱和温度和壁面温度tw之差33 多效蒸发的计算多效蒸发计算中，已知条件是：原料液的流量、浓度和温度；加热蒸汽(生蒸汽的压强、冷凝器的真空度；末效完成液的

47、浓度等。需要设计的项目是：生蒸汽的消耗量；各效的蒸发量；各效的传热面积。 解决上述问题的方法仍是采用蒸发系统的物料衡算、焓衡算和传热速率等三个基本方程式。图1-8 并流加料多效蒸发的物料衡算和焓衡算示意图多效蒸发中，效数越多，变量(未知量的数目也就越多。多效蒸发的计算比单效的要复杂得多。若将描述多效蒸发过程的方程，用手算联立求解则是繁琐和困难的。为此，经常先作一些简化和假定，然后用试差法进行计算。下面对图1-8所示的并流蒸发流程予以讨论。图中 w1、w2、w n- 各效的蒸发量，kgh ; F原料液流量，kg/h;W总蒸发量，kgh；x0、x1、xn原料液、及各效完成液的浓度，质量分率;t0原

48、料液的温度，；t1、t2、tn各效溶液的沸点，；D1 第一效加热蒸汽(生蒸汽消耗量，kgh ，p1生蒸汽的压强，Pa； T1生蒸汽的温度，； T1 、 T2 、 Tn各效二次蒸汽的温度，； Pn末效蒸发室的压强，Pa; H1、H1、 H2 、Hn-生蒸汽及各效二次蒸汽的焓，kJ/kgh0、h1、h2、 hn原料液及各效完成液的焓,kJkg；S1、S2、Sn各效蒸发器的传热面积，m2。由于多效蒸发的计算相当复杂，故先分别讨论计算中几个主要项目。(一多效蒸发的物料衡算围绕图1-8整个蒸发系统作溶质的衡算，得，Fx1=(F-Wxn (1-28或 (1-28a而 W=W1+W2+Wn (1-29对任一

49、效作溶质的衡算，得，Fx0=(F-W1-W2-Wixi i2 (1-30或 (1-30a由于在多效蒸发计算中，一般仅知道原料液和末效完成液的浓度。而其它各效的浓度均为未知量，因此利用蒸发系统的物料衡算只能求得总蒸发量，至于各效的蒸发量和溶液的浓度，还要结合焓衡算才能求得。(二多效蒸发的能量衡算 暂且忽略蒸发系统的热损失，参阅图1-8,对各效作能量衡算第1效:Q1=D1r1=Fcp0(t1-t0+W1r1 (1-31cp0 为原料液的比热，以kJ/(kg·。rl 生蒸汽的汽化热，kJkg r1 第1效中二次蒸汽的汽化热，kJ/kg.同理,按照式1-31可对第2效、第i效写出焓衡算式，即

50、：第2效：Q2=D2r2=(Fcp0-W1cpw(t2-t1+W2r2式中 D2=W1 , r2 = r1 , 及 Q2 = W2r2第i效: Qi=Diri=(Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wicpw(ti-ti-1+Wiri (1-32式中Di=Wi-1 , ri=ri-1 ,及Qi=Wiri-1由式1-46也可求得第i 效的蒸发量，即Wi=DI(ri/ri+(Fcp0-W1cpw-W2cpw-Wicpw(ti-ti-1/ri (1-32a应予指出，如焓衡算中要求计入溶液的稀释热以及蒸发系统的热损失，但无焓浓数据时,可将式132a等号右侧乘以热损失系数i。一般可取i为0.960.98；

51、对于稀释热较大的溶液，i值还与溶液的浓度有关。例如，对NaOH水溶液,可取i为0.980.7X（x为溶液的质量浓度变化。忽略稀释热则=1。(三总有效温度差t及各效溶液的沸点多效蒸发系统的总有效温度差计算式为：t=T1-TK- (1-33式中T1、TK分别为加热蒸汽和冷凝器中的温度， 多效蒸发系统中温度差损失总和计算式为，=1+2+n (1-34前述式19曾介绍任一效温度差损失之和为:i=+各效溶液的沸点为：t1=T1+1t2=T2+2 (1-35tn=Tn+n(四有效温度差在各效中的分配蒸发操作一定时，即在一定的总蒸发量、固定的加热蒸汽压强和冷凝器的压强下，有效温度差在各效中的分配，系根据操作

52、情况自动调节，不能任意规定。当某效情况有了变化而影响本效温度差时，其余各效温度差也将受到影响。 今以三效蒸发为例，说明温度差在各效中的分配情况.各效的传热速率方程为： (1-36或 (1-36a为了蒸发器的制造、安装和操作方便，通常使各效传热面积相等，即：S1=S2=S3=S若由式1-36求得的传热面积不相等，应重新分配各效的有效温度差。设以t表示各效面积相等时的温度差，则: (1-37或 （1-37a） 比较式1-36a及1-37a,并整理得： （1-38）将上三式相加，得：或 (1-39由式1-39求得传热面积后，即可由式1-38重新分配各效的有效温度差。算得的(t1十t2十t3不一定等于

53、t ，这时可对各t 值稍作调整，使各效有效温度差之和等于t 。另外，若算出的传热面积还不相等，应根据第二次算出的有效温度差按式1-39和式1-38再分配一次，一般重复计算的次数不会太多。若要求各效传热面积不相等，则应按传热面积总和为最小的原则来分配各效的有效温度差。多效蒸发计算举例 多效蒸发的计算是相当繁琐的，一般采用试差法计算，因此计算中应根据经验给出某些参考的初值,下面通过例题说明多效蒸发计算步骤。例1-2在双效并流蒸发器中，每小时将10000kg、10%的水溶液浓缩到50%.原料液于第1效溶液的沸点下加入蒸发器。第1效加热蒸汽绝对压强为500kPa，冷凝器中的绝对压强为15kPa。已知常压下浓度1617%的该水溶液沸点升高为7.5, 浓度的50%该水溶液沸点升高为51.4。各效的总传热系数分别为K11170W(m2·、K2700 W(m2·。原料液比热为377kJ(kg·。采用降膜式蒸发器。各效溶液的密度为：11120kgm3、21460kgm3。各效冷凝液在饱和温度下排出，试求：(1总蒸发量及各效蒸发量；(2第l效加热蒸汽消耗量