双效蒸发器经完成设计.pdf

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1、 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.2 2.任务书.2 2.1 设计任务及操作条件.2 2.2 设计项目.2 3.蒸发工艺设计计算.3 3.1 各效蒸发量及完成液液浓度估算.3 3.1.1总蒸发量的计算.3 3.1.2加热蒸汽消耗量和各效蒸发量.3 3.2 多效蒸发溶液沸点和有效温度t差的确定.5 3.3 根据有效传热总温差求面积.8 3.3.1 则重新分配温差.8 3.3.2计算各效料液温度.8 3.4 温差重新分配后各效蒸汽的参数.8 3.5 计算结果列表.10 4.蒸发器的主要结构尺寸设计.11 4.1 加热管的选择和管数的初步估算.11 4.2 循环管的选择

2、.11 4.3 加热室直径及加热管数目的确定.12 4.4 分离室直径与高度的确定.14 4.5 接管尺寸的确定.15 4.5.1 溶液的进出口内径.15 4.5.2 加热蒸汽与二次蒸汽出口.15 4.5.2 冷凝水出口.16 4.6 蒸发装置的流程图及蒸发器设备工艺简图.16 5蒸发装置的辅助设备.18 5.1 汽液分离器.18 5.2 蒸汽冷凝器.18 6.工艺计算汇总表.19 7.对本设计进行评述.19 参考文献.20 2 1.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 48%（质量分率，下同）的木糖醇，拟经双效真空蒸发装置进行浓缩，要

3、求成品浓度为 65%，原料液温度为第一效沸点（60），加热蒸汽压力为 260kPa(表)，冷凝器绝对压强为 20kPa，日处理量为 25 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

4、.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。2.6 对本设计进行评述。3 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-nXX0)F=81000*25=3125/h 则 W=3125*(1-%83%48)=1317.8/h 设两效的蒸发量相等,W=W1+W2 且 W1=W2=2W=28.1317=658.9/h 则 X1=10WFFX=9.658312548.0*3125=0.61 X2=0.48;X0=0.83 3.1.2 加热蒸汽消耗量和各效蒸

5、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 351 138.8 2152 效二次蒸汽 19.9 60 2355 效加热蒸汽 19.8 59 2357 效二次蒸汽 9.5 44.3 2379 进冷凝器蒸汽 9 43.3 2393 4 可计算1=11rTTF=0 2=221rTT=1000*23793.4460=6.6*106 K/J CPF=CPW(1-WF)=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-

6、0.7Xi 则 1=0.98-0.7*（0.24-0.16）=0.924 2=0.98-0.7*（0.46-0.24）=0.826 W1=(S1+FCPF1)*1=S11=0.924S1 W2=S2+（FCPF-CPWW1）2*2=W1+（3000*3509.52-4178*0.924S1）*6.6*10-6*0.826=0.831S1+64.2 又知 W=W1+W2 则 0.924S1+0.831S1+64.2=1956.5/h 得 S1=1078.23/h W1=0.924S1=0.924*1078=996.29/h W2 =960.21/h S2=W1=996.29/h 4)换热面积得计

7、算 A1=111TK=111TSKrs=3600*60)-(138.8*90010*2152*1078.233=9.08 A2=222TK=222TSKrs=3600*44.3)-(59*180010*2357*996.293=24.65 5 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=AK11 ,t2=AK22 又知 A1=111TK ，A2=222TK 则相比可得 t1=11TAA ,t2=22TAA 温差相加得，t=t1+t2=ATAT2211A 则 A=t2211TATA 3.2 多效蒸发溶液沸点和有效温度t差的确定 t=(T1-Tk)-式中

8、t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，6 校正法求=f0=0.0162iirT2)273(0，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

9、替，则 X1=0.24 时，0=0.38 f=0.0162iirT2)273(=2355)27360(0162.02=0.76 X2=0.46 时，0=1.48 f=0.0162iirT2)273(=2379)2733.44(0162.02=0.68 则 可得1=f0=0.76*0.38=0.29 2=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 7 Pm=P+2gL 式中 Pm蒸发器

10、中液面与底部平均压强，Pa P二次蒸汽的压强，Pa 溶液的平均密度，/m3 L液层高度，m g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+2gL=19.9+21*81.9*030.1=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+2gL=9.5+21*81.9*030.1=14.6 kPa tpm2=52.8 得，2=52.8-44.3=8.5 则=1+2=3.2+8.5=11.7 各效间由

11、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t=(T1-Tk)-=（138.8-43.3）-14.99=80.5 8 3.3 根据有效传热总温差求面积 A=t2211TATA 则 5.807.14*65.248.78*08.9=13.4 m2 3.3.1 则重新分配温差 t1=11TAA=8.78*4.1307.9=53.3 t2=22TAA=7.144,1365.24=27 重复上述计算步骤；1）X1=10WFFX=29.996300016.0*3000=0.24 X2=210WWFFX=212.96029.996300016.0*3

12、000=0.46 3.3.2 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 9 蒸汽 压力（kpa）温度（）汽化热（kJ/kg）效加热蒸汽 351 138.8 2152 效二次蒸汽 34.7 72.3 2325 效加热蒸汽 33 71.3 2327 效二次蒸汽 9.5 44.3 2379 进冷凝器蒸汽 9 43.3 2393 可计算1=11rTTF=310*23253.7260=（-）5.

13、3*10-6 K/J 2=221rTT=1000*23793.443.72=1.2*105 K/J CPF=CPW(1-WF)=4170*(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 0.98-0.7Xi 则 1=0.98-0.7*（0.24-0.16）=0.924 2=0.98-0.7*（0.46-0.24）=0.826 W1=(S1+FCPF1)*1=【S1+3000*3502.8*（-）5.3*10-6】1=0.924S-55.71 W2=【S2+（FCPF-CPWW1）2】*2=【W1+（3000*3502.8-4170*（

14、0.924S1-55.7）*1.2*10-5】*0.826=0.725S1+73.09 又知 W=W1+W2 则 0.924S1-55.7+0.725S1+73.09=1956.5/h 得 S1=1175.9/h W1=0.924S1-55.7=0.924*1175.9-55.7=1030.8/h 10 W2 =1956.5-1030.8=925.7/h S2=W1=1030.8/h 与第一次计算结果比较 1-8.103029.996=0.03 1-7.92521.960=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

15、=111TK=111TSKrs=3600*72.3-(138.8*90010*2152*1175.93=14.6 A2=222TK=222TSKrs=3600*27*180010*2357*1030.83=13.9 误差 1-maxminSS=1-6.148.13=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 15 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 uVds4 式中；SV流体的体积流量，m3/h u流体的适宜流速，m/s 4.5.1 溶液的进出口内径 对于并流的双效蒸发，第一效溶液量

16、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/m3,进料的质量流量mq=3000 kg/h，取u=1.0m/s(食品工程原理设计指导书P13)，则 uVds4=10300.114.3360030004=0.03m 则查食品工程原理P4 4 0 管子规格表，取相近的标准管mm5.238 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u=30m/s，蒸汽进入时 Pab=351kPa,得=1.907 kg/m3，则 16 uVds4=309

17、07.114.336009.11754=0.085m，则取相近标准管子mm5.389 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u=30m/s，则 uVds4=30210.014.336008.10304=0.24m ,则 取 相 近 标 准 管 子mm5.6245 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

18、u=0.10 m/s，则 uVds4=10.0100014.336009.11754=0.065m,则 取 相 近 标 准 管 子mm5.368 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 17 中央循环式蒸发器 18 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

19、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 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 又在本设计中，uVds4=30210.014.336008.10304=0.24m ,则取相近标准管子mm5.6245，则 D0=245 D1=245mm D2=367.5mm D3=490mm H=490mm h=98mm 5.2 蒸汽冷凝器 蒸汽冷凝

20、器的作用是冷却水将二次蒸汽冷凝，。当二次蒸汽为有价 19 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(mm)57 厚度(mm)3.5 高度(m)100 管数(根)90 循环管 直径(mm)480 厚度(mm)28 分离室 直径(mm)1300 高

21、度(m)2.6 液体进出管 直径(mm)38 厚度(mm)2.5 蒸汽进入管 直径(mm)89 厚度(mm)3.5 二次蒸汽管 直径(mm)245 厚度(mm)6.5 冷凝水出管 直径(mm)68 厚度(mm)3.5 7.对本设计进行评述 本次课程设计为设计双效蒸发器对鲜牛乳进行浓缩，要对蒸发的工艺进行计算，同时要设计出蒸发器的结构尺寸。经计算，得出设计所需参数，在理论上基本符合要求，但要投入生产应用，需要经过实验的验证。设计过程中，也存在一些问题，可能因资料的查找不够，一 20 些计算采取了较简便的计算方法。而且在设计的计算过程中有的数据代入不是很准确，有的校正不是很严格，这是设计中的不足，

22、希望能谅解，并给予意见。参考文献 参考书目：1.食品工程原理 中国农业出版社，杨同舟 2.化工设备的选择与设计 中南大学出版社，刘道德 P98P118 3.化工原理课程设计 天津大学出版社 贾绍义 柴诚敬 P72P99 4.化工原理大连理工大学出版社 5.化工原理课程设计 天津科学技术出版社 柴城敬 刘国维 李阿娜 编 P7P74 P186 7.化工工艺设计手册上册 第一版（修订）8.食品工程原理课程设计指导书 黑龙江八一农垦大学食品学院 吴大伟 金丽梅（注：本设计未注明公式均参考食品工程原理 轻工出版社）致 谢 在几个星期的时间里，终于完成了这个设计，在这里对帮助我解决在课程设计中遇到难题的老师和同学表示深深的感谢！