双效j降膜式蒸发器详细设计文件

1、题目双效弁流果汁浓缩装置学院轻工与食品工程学院专业食品科学与工程班级食品101班姓名徐荣秀学号1005100613指导老师谢毅黄丽设计时间：2013.7.1 2012.7.121 .设计题目：双效并流降膜式果汁浓缩装置及辅助设备的设计 12 .任务书 12.1 设计任务及操作条件 12.2 设计项目 13 .蒸发工艺设计计算 13.1 各效蒸发量及完成液液浓度估算 13.1.1 总蒸发量的计算 13.1.2 加热蒸汽消耗量和各效蒸发量 23.2 多效蒸发溶液沸点和有效温度 at差的确定 23.31 计算两效蒸发水量w, w及加热蒸汽的消耗量d1 33.32 分配有效温差，计算传热面 43.33

2、 新计算加热面积 53.34 新计算有效面积 63.35 算结果列 74 .蒸发器的主要结构尺寸 74.1 加热管的选择和管数的初步估计 74.2 加热室直径及加热管数的确定 84.3 分离室直径与高度的确定 84.4 接管尺寸的确定 94.4.1 溶液的进出口内径 94.4.2 加热蒸气进口与二次蒸汽出口 104.5.1 溶液的进出口内径 104.5.2 冷凝水出口 104.5.3 液体分布器 115.1 汽液分离器 115.2 蒸汽冷凝器 115.3 冷凝水出口管径的确定 125.4 淋水板的确定 125.5 预热器 126工艺计算汇总表 125.6 程设计心得 135.7 考文献 131

3、1 .设计题目：双效并流降膜式果汁浓缩装置及辅助设备的设计2 .任务书2.1 设计任务及操作条件含固形物11%(质量分率，下同)的果汁，拟经双效降膜蒸发装置进行浓缩， 要求成品浓度为46%原料汁许可最高温度为75c,试设计该蒸发过程。假定采用沸点进料，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1100w/(m2 k),第二效采用强制循环，传热系数为 850w/(m2 k),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

4、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 总蒸发量的计算总蒸发量w=f(1-x) xn式中w总蒸发量，kg/h;原料液量，kg/h；x0 原料液中溶质的质量分数，量纲为一;xn 第n效中溶质的质量分数，量纲为一。已知 f=18000 kg/h, x0 =11%、2 = 46%11%贝u w=18000x(1- 11% )=13695.65 kg/h 46%因并流加料，且蒸发中无额外蒸汽引出，由经验公式：w/w=1:

5、1.1 ,且亚=2=2.1亚1解得 w=6521.738 kg/h w 2=1.1w=7173.912 kg/h则xi=fx0f w1二 18000x11%18000 -6521.738= 0.1725x 2=x218000x11%= 0.46f_w2 18000 -6521.738 -7173.9123.1.2 加热蒸汽消耗量和各效蒸发量据已知条件，假设各效温度，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(k pa )温度(c)汽化热(kj/kg )i效加热蒸汽47,379852295.2i效二次蒸汽28.196682333.6n效加热蒸汽25.544672343.4n效二次蒸

6、汽7.8180412398.7进冷凝器蒸汽7.3766402401.13.2 多效蒸发溶液沸点和有效温度 z at差的确定at=(t1-tk )- z a 式中z at 有效总温度差，为各效有效温度差之和，ct1 第一效加热蒸汽的温度，ctk 冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，c a总的温度差损失，为各效温度差损失之和，c ，.，1、 r a = z a + a + a ，式中z屋一一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，cz a 由于蒸发器中溶液的静压强而引起的温度差损失，cz a 由于管路流体阻力产生压强而引起温度差损失，c2n =f a0 =0.0162 (

7、t)- a。，式中ria0常压下由于溶液蒸汽压下降引起的温差损失，cf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由于求果汁的a0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，则第一效时，xi=0.172 时,0=0.27 c22f=0.0162(t1 273) =0.06i2x (68 273)= 0.8072 r 12333.6则可得 a1 =f a0 =0.27x0.8072=0.2179 c第二效时，x2=0.46 时，ac =1.5 c0-70x22f=0.0162 t- =0.0162x (41

8、 273) = 0.6658r12398.76则 可得 a2 = f a。=1.5x0.6658=0.9987对于降膜式蒸发器，不存在由于液柱静压力引起的温差损失，即 a =0对于第一效蒸发，而由于第一效的加热蒸汽是直接通入的，故也不存在流体阻力产生压降所引起的温度差损失所以，1=0c对于第二效，所以：；2=1c1 =4/ +&/ =0.2179+0+0=0.2179 c 2 = /+ 2+a 2=0.9987+1=1.1329 c第一效沸点 t 1=t1 +a 1 =68+0.2179=68.2179 c第二效沸点 t2= t2 +a2 =41+0.9987=42.9987 c3.31计算两

9、效蒸发水量 w, w及加热蒸汽的消耗量d1第i效的始衡算式为：qi =dji =(fcp0 -wcpw -w2cpw -. -wycpw) (ti-ti) wr由上式可求得第i效的蒸发量叫.若在始衡算式计入溶液的能缩热及蒸发器 的热损失时，尚需考虑热利用系数,一般溶液的蒸发，”可取得0.960- ax (式 中x为溶液的浓度变化，以质量分率表示)。第i效的蒸发量w的计算式为一 rt一 tiwi = idi,(fcp0 w1cpw -w2cpw 一. wicpw)q ril式中di- 第i效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时 di= wri -第i效加热蒸气的汽化潜热r -第i效二次蒸气的汽化潜热

10、cpwti ti 1nicp0 原料液的比热水的比热分别为 第i效及第i-1效溶液的沸点第i效的热利用系数无因次，对于加热蒸气消耗量，可列出各效始衡算式并与式(3-2)联解而求得。rt-t+ fcp0 rr第一效的始衡量式为：叫=、|口十fcp0/ i jri 一查表得水的比热为cw=4.187kj/kg.k ,溶液的比热容为co -cw(1 x。)=4.187(1 -0.11) =3.7264kj/kg.k作一效热量衡算，得w1=(d11 + fct) 1，其中m =0.98,又溶液为沸点进料, r1r1t0=t1，所以川1 = 口14”r1同理作第二效热量衡算，得2295.21=0.98x

11、2333ld1=0,9638 d12333.4w2 :w wew(c r0 -cww1) 22r 2其中2=0.98所以13695.65- w1 =2343.4w12398.7(18000x3.7264 -4.187w1)x68.2179 -42.99872398.76x0.98=0.914w1 +691.05整理得 w1=6935.5kg/hd1 =7196 kg/h w2 =w -w产13965.6-6935.5=7030 kg/h3.32分配有效温差，计算传热面积任意一效的传热速率方程为式中qi-第i效的传热速率，wki-第i效的传热系数，w/ (m2. c):ti-第i效的传热温度差，

12、csi-第i效的传热面积，m2有效面积计算q1 = d1r17196x2295.2x100036006= 4.587850x10 w13a t1=t111=85-68.2179=16.7821 csiqik 1t14.5878501100x16.78212=248.53 巾q2wr2 =6935.5x2398.76x10003600=4.621278x106 wa t2=t2=67-42.9987=24.0013 cq264.621278x10k2 t2850x24.00132=226.52 m3.4重新计算加热面积由于两效传热面积相差太大，故应调整各效的有效温差，并重复上述计算步骤 再重新分

13、配有效温度差s=s1 t1 s2 t2 = 248.53x16.7821 220.37x24.0013“ 2s= 231.96 mt40.7834m重新分配有效温差，得248.53 x16.7821 =17.96 231.96= 22.80 c叶2 = 1 = 220.37 x 24.0013t2s t2 231.96重复上述计算步骤(d计算各料液浓度x118000x0.1118000 -6935.5=0.179f x。f -w1-w2=0.490710bx的糖液代替其浓度，查表18000x01118000 -6935.5 -7030(2)计算各料液的温度因为第二效完成液浓度和二次蒸汽压力均不

14、变，各种温度差损失可是为恒定,所以=41第二效加热蒸汽温度为 12=+匕=42.9987+22.80=65.7987 c第一效二次蒸汽温度 t1=65.7987+1=66.7987由于无法查的果汁因为浓度引起的沸点变化，用得浓度为17.9%的糖液沸点变化为aa =0.2768 c20.0162x （ 273）ri2x 0.2768 =0.2214xw 0.0162x（66.7987十 273）一2339所以1/+=66.7987+0.2214+1=67.67.0201 c第一效的沸点=67.0201+17.96=84.9801 c川1=口尸 1=0.98x2295.22338.4d1=0.96

15、d1w2 ;w w1 ;仙人（c0 rcww1）3 2 =2r2340.913965.6 -w1 =w1- （18000x3.7264 -4.187川2398.7667.0201 -42.99872398.76x0.98温度差重新分配后各效温度情况列表蒸汽压力（k pa）温度（c）汽化热（j/kg）i效加热蒸汽57.83384.98012295.2i效二次蒸汽27.49967.02012338.4n效加热蒸汽26.26966.02012340.9n效二次蒸汽17.8180412398.76进冷凝器蒸汽7.3766402401.1再次做热量衡算整理得 w1=6948.28kg/hd 二7237.

16、8kg/hw2 =w -w1 =13695.65-6948.28=6747.32kg/h3.5 重新计算有效面积q1 = d17237.8x2295.2x100036006= 4.6145x10 w“ = 17.96 cq1k1 t64.6145x101100x17.962= 233.57 m6= 4.513294x 102232.88 m丑2 = 22.80 cq2 _4.513294x 106k2 t-850x22.81-s2233.57=1 -232.88= 0.003 :二 0.05两效传热面积比较接近，故不再重算3.6 计算结果列表取15%勺安全系数s1 =1.15x233.57=2

17、68.61s2 =1.15x232.88=267.81结果列表效数12冷凝器加热蒸汽温度(c)84.980166.020140操作压强p/ (k pa)57.83326.26915.06溶液沸点tjc67.020141完成液浓度(%)17.949.07蒸发水量ww kg/h6766.56929.1生蒸汽量d kg/h7445.7传热回积s m268.61267.814蒸发器的主要结构尺寸4.1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*25 x 2.5mm 438父2.5mm、457 m 3.5mm无缝钢管。根据经验值，用于浓缩物料的管子一般选择 46mm管子长度的选择应根 据溶液结垢

18、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。根据经验我们选取：l=9m巾38黑2.5mm,目前在换热器设计中，管心距的数 值已经标准化，管子确定后，相应的管心距则为定值，由化工原理课程设计表 4-4得表4-4不同加热管尺寸的管心距加热管外径d0, mm19253857管心距t,mm25324870所以选取638 m 2.5mm , t=48mmfl勺加热管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, sn 二二 d0（l si）式中s 蒸发器的传热面积， m2,由前面的工艺计算决定;do 加热管外径，m；l加热管长度，m.因加热管

19、固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算管子数n时的 管长应取（l-0.1）m.管子根数268.613.14x0.38x(9-0.1)查资料圆整为301 根。4.2 加热室直径及加热管数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1.251.5倍。由加热管的规格57x 3.5 mm,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=48 mm0选择三角形排列进行计算；管束中心线上的管数计算式为nc = 1.wn o式中n

20、总加热管数。计算得 nc =1.14301 =19 根最外层中心到壳体内壁的距离：b =1.2 d0=1.2 x 38=45.6mm加热室直内径的计算式 di=t（n1） , 2b计算的d1 =48（18-1） 2x57 =930mm取整后为1000mms体外壁厚取10mm.4.3 分离室直径与高度的确定计算分离室的体积v;v=-3600 ；ukg/h式中；v分离器的体积，mw某效蒸发器的二次蒸汽量,:某效蒸发器的二次蒸汽密度，kg/m3u蒸汽体积强度，m/(m3.s), 一般允许值为u=1.11.5 m3/(m3.s), 在本设计中取 u=1.2 m3/(m3.s)。又知，w=6948.28

21、kg/h , p1=0.1758kg/m3一,3= 9.15 m则 v1=6948.283600x0,1758x1.2w2 =6747,28kg/h , p 之= 0.053998 kg/m3v2=3二.92 m6747.283600x0.053998x1.2在确定了分离室的体积，其高度与直径符合v=- d2h,确定高度与直4径应考虑以下原则；_ h 一 一二1 2,且 h 1.8 md 分离室的直径应尽量与加热室直径相同 取 h/d=1.5.计算得 d1=1,98m h 1 = 2.97md2 = 2.94 m h 2 = 4.41m4.4 接管尺寸的确定流体进口接管的内径按此式计算d= 4

22、vs式中；vs 流体的体积流量，m/hu 流体的适宜流速，m/s 式中取u=80m/s4.4.1 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。本设计进口处料液的密度 p=1030kg/m3,进料的质量流量qm =18000 kg/h ,取u=0.8m/s(食品工程原理设计指导书p13),则,4vs4x18000d = 87.9mm“兀 u v 3.14x3600x1030x0.8则查食品工程原理p440管子规格表，取相近的标准管中89x3.5mm.4.4.2 加热蒸气进口与二

23、次蒸汽出口各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者。取流体的流速为80m/s,查化工原理附表得，蒸汽密度p=0.3531kg/ m3,流量d=7327.8kg/h _3、 一一效二次蒸汽密度为p = 0.1758kg / m ,流量 w1 = 6948.28 kg/h.二效二次蒸汽密度为 p =0.058285 kg/m3,流量 w2 = 6742.28kg/h.生蒸汽进口管径=300mm二 418mmd4x7327.8d1. 3600x3,14x0.3531x80二效加热蒸汽的进出口管径d24x6948.283600x3.14x0.1758x80二效蒸汽的出口管径740mm_4x67

24、47.28d33600 x3.14x 0.053998 x 80所以，选取最大者作为蒸汽进出口管径 取o760x10mm规格管。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。本设计进口处料液的密度 p=1030kg/m3,进料的质量流量qm =18000 kg/h ,取u=0.8m/s（食品工程原理设计指导书p13）,则=87.9mmd = 4vs =4x18000冗 u -丫3.14x3600x1030x0.8则查食品工程原理p440管子规格表，取相近的标准管中89

25、x3.5mm.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 d=7327.8kg/h ,又p=1000kg/m3,取 u =0.10 m/s ,则= 161mm ,则取相近标准管子*168x7mm,pv? 4x7327.8d = 冗 u 3600x3.14x1000x0.14.5.3 液体分布器为了使溶液能在壁上均匀的布膜，且防治二次蒸汽由加热管顶端直接窜出, 加热器顶部必须安装设置加工良好的液体分布器。本设计根据自身设计的特点, 选择带有螺旋形沟槽的圆柱体分布器5 .蒸发装置的辅助设备蒸发装置的辅助设备主

26、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，具类型多，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=d;d: d2: d3=1: 1.5: 2 h=d 3h=0.40.5d1d0- 二次蒸汽的管径，md 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，

27、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，d=j4vs j-4x6742.28= 740mm ,则取相近标hu u 3 3600 x3.14x 0.053998 x 80准管子 *760x10mm ,贝u d=760mmd0 d=760mmd2=1.5 d1 =1.5x760 =1140mmmmd3=2 d1 =2x760 = 1520mmh = d3 =1520mm mmh=0.4d1 =0.4x760 = 304mm5.2 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

28、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，具接触面积大，冷凝效果 好。冷却水量vl =wv/x式中wv 进入冷凝器二次蒸汽的流量，kg/h3x 1m冷却水可冷却的蒸汽量xkg由化工单元操作课程设计 图4-13多孔板式蒸汽冷凝器的性能曲线查得。冷却水一般用20c的自来水，冷凝水的温度一般比进入冷凝器的蒸汽低35c,所以查白压力7.8kpa,冷却水为20 c时的冷却

29、水可冷却的蒸汽量x=20kg/m3.vl6747.3220= 337.366 kg/h与实际数据相比，所计算值偏低，故设计时取vl =2wv/x=1.2x227.366=404.83kg/h5.3 冷凝水出口管径的确定所以，冷凝水的出口管径为二740 mm_ 4v _4x6747.28d0 一 二u - 3600x3.14x0.053998x80 所以取o760x10mm规格管。5.4 淋水板的确定参考化工原理课程设计中蒸汽冷凝器的设计，由于冷凝器的直径大于500mm 所以淋水板数目为9块板，淋水板堰高h=70mm5.5 预热器对于果蔬汁，生产能力较大时可采用体外预热-焊接式的多管程列管式预热 器,管中心距t与外径d0的比例常取t=1.25do,换热管在管板上的排列用正方 形错列排列，传热效果好。热器长度与壳体直径比l/d.一般取6-10.不凝性气体 的排出有两种方式，一是直接与冷凝水一起排入到效体壳