双效蒸发器详细设计文件讲解

1、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3V Af =3.2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14

2、4.5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185.2蒸汽冷凝器186.工艺计算汇总表197.对本设计进行评述 19参考文献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(60C)，加热蒸汽压力为250kPa俵，冷凝器真空度为92kPa、日处 理量为24吨/天，日工作时

3、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/(m2 k，第二效采 用强制循环，传热系数为1800w/(m2 k,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。2.6对本设计进行评述。3.蒸发工艺

4、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-'24 *1000F=3000 kg /hW 1956,5设两效的蒸发量相等 W=W+W 且 W1=W=978.25 kg/h小。3000 * 0J6则 X仁=.-=0.24FX、 3000 >0J6X2二产吒-电 斗农/ - g：懿疋 说=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（C）汽化热（kJ/kg ）I效加热蒸汽351138.82152I效二次蒸汽19.9602355H效加热蒸汽19

5、.8592357H效二次蒸汽9.544.32379进冷凝器蒸汽943.32393可计算b仁 =0T G 60-443B 2=二三yi閃=6.6*10 6 K 理 JCPF二CPW(1-V=4178*(1-0.16=3509.25 J/ kgK在 60C下水的 CPW=4178 Jkg K热利用系数n 一般可取0.98- 0.7Xi则 n 仁0.98-0.7*( 0.24-0.16)=0.924n 2=0.98-0.7*(0.46-0.24 ) =0.826W=(S1+F(PFB 1* n 1= S1n 1=0.924S1W2=S2+ (FCPF- CPWW1) B 2* n 2=W1+ (30

6、00*3509.52-4178*0.924S 1) *6.6*10-6*0.826 =0.831S1+64.2又知 W=W+V2 则 0.924S 1+0.831S1+64.2=1956.5 kk /h 得 S1=1078.23 kk/hW=0.924S1 =0.924*1078=996.29 kk /hW =960.21 kk /hS2= Wl=996.29 kk /h4换热面积得计算©S 占107R.23 *2152 *103A1=二儿AT| =93串(1 氓8 60严3600 =9.08996.29 *2357 *103人2=尺少丁： =AJT(=IR(59-44.3)3600

7、 =2465 m2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 '二 又知A1=, A2=则相比可得A峠 t1 '= 1, t2 '=温差相加得，一="+Aj AT?，+ t2，二、则AjATj +A2A T2A='一3.2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，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总的温度差损失，为各效温度差损失之和，C,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 咼

8、引起的温差损失，C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 校正法求'亿 + 273 $ ' =f O' =0.0162 O',式中 O'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 Cg 4 273 )，f=0.01620.0162(60 + 273)?23

9、55=0.76X2=0.46 时， 0' =1.48 Cf=0.01620.0162(443273T2J79=0.68则 可得 1' =f 0' =0.76*0.38=0.29 C 2' = f 0' =0.68*1.48=1.00 C贝卩 '='+ 2' =0.29+1.00=1.29 C同时由上面计算可得各效料液温度t1=T1 '+ T =60+0.29=60.29 Ct2=T2 '+ 2' =44.3+仁45.3 C 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P莒LPm=P + 式中

10、Pm蒸发器中液面与底部平均压强，PaP'二次蒸汽的压强，PaP 溶液的平均密度，您/m3L液层高度，mg重力加速度，m/s2 ” 二tpm-tp 式中tpm根据平均压强求水的沸点，Ctp根据二次蒸汽压求得溶液沸点，C 所以Pg丄L030 *9+8Pl在I效蒸发器中，Pm1=Pl +=19.9+=24.9 kPa查得tpm仁63.2 C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 T =63.2-60=3.2 CLO3O*9+8P1同理，Pm2=P2 +=9.5+=14.6 kPatpm2=52.8 C 得， 2 =52.8-44.3=8.5 C则二 T+A2 =3

11、.2+8.5=11.7 C 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 1 =1+二 +二 =1.29+11.7+2=14.99 °CV tV则=(T1-Tk -= (138.8-43.3 ) -14.99=80.5 C3.3根据有效传热总温差求面积A=、一08*78 + 24.65 *147则'=13.4 m23.3.1则重新分配温差 t1也啊8二=53.3 t2=27 C重复上述计算步骤；叭 3000 *0J61) X1= 二阿贞诙乩第=0.243000 *0.16X2=1 =|=0.46332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

12、失可视 为恒定，故末效溶液的温度仍为 45.3 C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 °C3.4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（C）汽化热（kJ/kg ）I效加热蒸汽351138.82152I效二次蒸汽34.772.32325H效加热蒸汽3371.32327H效二次蒸汽9.544.32379进冷凝器蒸汽943.32393-T 60-72.3可计算（3仁二.1：；=(-)5.3*10- 6 K kg /J卩 723-44.3二-=1.2*10 5 K 理/JCPF二CPW(1-V=4170*(1-0.16=350

13、2.8 J/ kgK在 72.3 C下水的 CPW=4170 Jkg K热利用系数n 一般可取0.98- 0.7 Xi贝卩 n 仁0.98-0.7*(0.24-0.16 ) =0.924n 2=0.98-0.7*( 0.46-0.24)=0.826W1= (S1+FCPF1* n 1=【S1+3000*3502.8* (-) 5.3*10-6 n 1=0.924S-55.71W2=【S2+ (FCPF- CPWW1 B 2 * n 2=【W1 + ( 3000*3502.8-4170* (0.924S1-55.7 ) *1.2*10-5 *0.826=0.725S1+73.09又知 W=W1+

14、 W2则 0.924S1-55.7+0.725S1+73.09=1956.5kk /h得 S1 = 1175.9 kk/hW仁0.924S1-55.7=0.924*1175.9-55.7=1030.8kk /hW2 =1956.5-1030.8=925.7 kk /hS2= W1 = 1030.8 kk /h与第一次计算结果比较丨1-1030.S | =0.03960.211- 92,7=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：心 Sr 1175.9 * 2152 *：IO;A仁 kA二二9(K)索(13&

15、K 72.3 *3600=14.6 川2、1030.8 2357 * l(rA2= 飆廉葫忍垃厦= 13.9 m213.8误差1-角空=1-丨=0.04<0.05则结果合理，则取平均传热面积为A=14.6 m23.5计算结果列表效数In加热蒸汽温度Ti ,°C 138.871.3操作压力Pi, kPa35133.4溶液温度Ti ,C60.2945.3完成液浓度Xi , %2446蒸发量Wi,kg /h1030.8925.7消耗蒸汽量Si，您/h 1175.91030.8传热面积Ai，川14.613.94.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

16、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 57X 3.5 mm , L=1.00 m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；A14.6n二=汀叮=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，mL 加热管长度，m4.2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nnD12=0.8 n ' di2所以 d1

17、二；"翘二=424mm即循环管的内径Dl=424 mm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=480 mm，壁厚取28 mm则循环管的规格为 480X 28 m午列丄424 5 丁得 循环管面积S= D12= =0.14 m2n又有，S=0.8 n di2 贝4$4丁4n= =： -=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 480X 28 mm4.3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

18、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 57X 3.5 m,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=70 mm。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|=t2 sin =0.866t 2=0.866*(70*10 -32=4.24*10-3 m式中；=60° t管心距，m当加热管为n时，在管板上占据的总面积；性 S7x4 24*0Fl =0.46 m2式中；F1管数为n时在管板上占据总面积管板利用系数，一般在0.70.9，这里取 =0.8 ;当循环管直径为d1时，则管板

19、的面积为71 丄必上2兰 3.M(426 + 2x 70>* 10 J2F1=0.25 m2式中；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；n_. 2 nr x 0.86611(D + 2t)'-1) Cl + = -87x(70*10)0.866+ 025=|=0.71 m2求得 D0=0.951 m =951 mm ,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10:14.4分离室直径与高度的确定计算分离室的体积V;WV=%X式中；V分离器的体积，m3W二次蒸汽量，kg/h某效二次蒸汽的密度，k

20、g/m3U蒸汽体积强度，m3/ (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仁1030.8 kg/h ,=0.230kg/m3(查食品工程原理1030.8则 V1二-=1.03 m2W2=925.7 kg/h ,=0.061 kg/m 3925 J72='、' =3.51 m2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=3.51 m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

21、应考虑以下原则；H =1 2,且 H >1.8 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/m3,进料的质量流量 =3000kg/h，取：=1.0m/s（食品工程原理设计指导书P13,

22、则丽 I 4 ” 3000则查食品工程原理P440管子规格表，取相近的标准管巾 3X x 2.5/;?/;?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1175.9 kg/h，取=30m/s，蒸 汽进入时 Pab=351kPa得 =1.907 kg/m3，贝S甘 匝4x1175*9'-忻二"伽山3丨M * 30 =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，贝打W仁1030.8 kg/h,在Pab=33.4kPa下，得=0.210 kg/m3，取=30m/s,则丽 I 4x1030.8(b 245 x 6.5/m«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 = 1175.9kg/h，又 =1000 kg/m3，取：=0.10 m/s，贝卩4x117$ 93600 x 3.14 k WOOTOJO =0.065m,则取相近标准管子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