双效蒸发器详细设计文件讲解Word格式文档下载.docx
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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。
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==3000kg/h
则W=3000*（1-"
「=1956.5kk/h
IV1956.5
设两效的蒸发量相等W=W+W且W1=W===978.25kg/h
%d输）
贝yX1二尸叫=3妣_9了趴矣=0.24
3000*0J6
X2=+I耳昵=3M_册.25*2=0.46
3.1.2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）
I效加热蒸汽
351
138.8
2152
I效二次蒸汽
19.9
60
2355
H效加热蒸汽
19.8
59
2357
H效二次蒸汽
9.5
44.3
2379
进冷凝器蒸汽
9
43.3
2393
可计算b仁=0
刁石60二44V
B2=m=6.6*10—6K・kg/J
CPF二CPW（1-V=4178*（1-0.16=3509.25J/k「K
在60C下水的CPW=4178Jkg•K
热利用系数n一般可取0.98-0.7△Xi
则n1=0.98-0.7*（0.24-0.16）=0.924
n2=0.98-0.7*（0.46-0.24）=0.826
W=（S1+F（PFp1*n1=S1n1=0.924S1
W2=[S2+（FCPF-CPWVM）B2]*n2
=[W1+（3000*3509.52-4178*0.924S1）*6.6*10-6]*0.826=0.831S1+64.2
又知W=W+V2则0.924S1+0.831S1+64.2=1956.5kk/h得S1=1078.23kk/h
W=0.924S1=0.924*1078=996.29kk/h
W=960.21kk/h
S2=Wl=996.29kk/h
4换热面积得计算
①」IO7K.23*2152*
A1=KN】】=£
"
「=9⑷「13&
呂-60）=908
巴_S2rt*2357*10*
A2=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=
KM
A2='
则相比可得
—ATj
AT.
=
珂AT]+A.AT*温差相加得，二;
=At「+△t2：
则
AQT,+A.ATi
3.2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，C
T1――第一效加热蒸汽的温度，C
Tk――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，°
C
1校正法求△'
（二42731
△=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，C
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’=0.38C
X2=0.46时，△0’=1.48C
f=0.0162
（443+273）^
—西=0.68
则可得△1’=f△0’=0.76*0.38=0.29C
△2’=f△0’=0.68*1.48=1.00C
则△’=△1’+△2’=0.29+1.00=1.29C
同时由上面计算可得各效料液温度
t仁T「+△T=60+0.29=60.29C
t2=T2'
+△2'
=44.3+仁45.3C
2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
PgL
Pm=P+式中
Pm蒸发器中液面与底部平均压强，Pa
P'
――二次蒸汽的压强，Pa
P――溶液的平均密度，您/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，C
tp根据二次蒸汽压求得溶液沸点，C所以
在I效蒸发器中，Pm1=Pl+=19.9+=24.9kPa
查得tpm仁63.2C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=3.2C
PgLI血0悟上j/1
同理，Pm2=P2+=9.5+=14.6kPa
tpm2=52.8C得，△2〃=52.8-44.3=8.5C
则△〃=△1〃+△2〃=3.2+8.5=11.7C
3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°
则丄=（T1-Tk'
--=（138.8-43.3）-14.99=80.5C
3.3根据有效传热总温差求面积
A.AT,+AT3
A='
9侧叮匕恥24启5申14.7
贝卩1=13.4m2
3.3.1则重新分配温差
重复上述计算步骤;
3000*0J6
FX*
1）X1=F_聊=如贸-99b.29=0.24
3000*a.i6
=0.46
X2二1=
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45.3C
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
34.7
72.3
2325
33
71.3
2327
可计算（3仁
片-7?
60-72J
二亠」=
=（-）5.3*10-6K•
kg/J
32==
72.3-44.3
2375^000=1.2*10—5K理/J
CPF二CPW（1-V=4170*（1-0.16=3502.8J/kg^K
在72.3C下水的CPW=4170Jkg•K
热利用系数n一般可取0.98-0.7△Xi
贝卩n1=0.98-0.7*（0.24-0.16）=0.924
n2=0.98-0.7*（0.46-0.24）=0.826
W仁（S1+FCP^1*n1=【S1+3000*3502.8*（-）5.3*10-6]n1=0.924S-55.71
W2=【S2+（FCPF-CPWW1B2]*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=1956.5kk/h
得S1=1175.9kk/h
W仁0.924S1-55.7=0.924*1175.9-55.7=1030.8kk/h
W2=1956.5-1030.8=925.7kk/h
S2=W1=1030.8kk/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：
①»
1175.9卓2152
A1二二兀小「二9（用茫（13&
斗-72.$字3岳00=146m2
込XI030.S•2357*11/
A2==二吒⑪"
2訂能隱=13.9m
陰122
误差1-.n；
c.
=1-E；
=0.04<
0.05
则结果合理，
则取平均传热面积为
A=14.6m2
3.5计算结果列表
效数
I
n
加热蒸汽温度Ti,
°
C138.8
操作压力Pi,kPa
33.4
溶液温度Ti,C
60.29
45.3
完成液浓度Xi,%
24
46
蒸发量Wi,kg/h
1030.8
925.7
消耗蒸汽量Si，您/h1175.9
传热面积Ai,m
14.6
13.9
4.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①57X3.5mm,L=1.00m
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‘；
4146
n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，m
L加热管长度，m
4.2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=0.8n'
「di2
所以d1=w‘羡、di二-=424mm
即循环管的内径Dl=424mm
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=480mm，壁厚取28mm
则循环管的规格为①480X28m
得循环管面积S=rD12二r=0.14m2
又有，S=0.8di2贝
4$4*0.14
n='
，「=•一in1=89根
则n=89与所估计的n‘=90很接近，因此循环管的规格可以确定为①480X28mm
4.3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①57X3.5m,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=70mm。
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|=t2sin=0.866t2=0.866*（70*10-32=4.24*10-3m
=60°
;
t管心距，m
当加热管为n时，在管板上占据的总面积;
“F哪S4一24・io"
F1=二，=0.46m2
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/）3JJ4[{426+2m70）*10J]'
F1=-=-=0.25m2
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；
nrnt1k0.866E+2』）
—D」4
-=-
87x（70*103）2x0.8<
>
6
二=0.71m2
求得D0=0.951m=951mm,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:
1
4.4分离室直径与高度的确定
计算分离室的体积V;
W
V=m町1□汀
V——分离器的体积，m3
W二次蒸汽量，kg/h
――某效二次蒸汽的密度，kg/m3
1.5
U蒸汽体积强度，m3/（m3.s,一般允许值为U=1.1m3/（m3.s，在本设计中取U=1.2m3/（m3.s。
又知，W仁1030.8kg/h，=0.230kg/m3（查《食品工程原理》
1030冷
贝yV1二M加乂心23UX1.2=1.03m2
W2=925.7kg/h,'
=0.061kg/m3
鏗匚7
V2=妣woolx1.2=3.51m
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=3.51m
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；
H
1・=1〜2,且H>
1.8m
2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
——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=1030kg/m3,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
卄|4COOO
\耳（/=1乜颐垃工14*1一0*】0〕0=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1175.9kg/h，取=30m/s,蒸
汽进入时Pab=351kPa得=1.907kg/m3，贝S
'
"
圧=\%规小14x1勺07x3朴=0.085m,则取相近标准管子
089x3.5mm
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1030.8kg/h,在Pab=33.4kPa
下，得=0.210kg/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=1175.9
kg/h，又=1000kg/m3，取汀=0.10m/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凝器
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:
2H=D3h=0.4~0.5D1
DO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
准管子，贝卩D0=245
D1=245mmD2=367.5mmD3=490mmH=490mmh=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（mm
57
厚度（mm
3.5
高度（m
1．00
管数（根
90
循环管
直径（mm
480
28
分离室
1300
2.6
液体进出管
38
2.5
蒸汽进入管
89
二次蒸汽管
245
6.5
冷凝水出管
68
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