楠@食工原理作业设计

食品工程原理课程设计说明书

设计题目：蔗糖水溶液三效并流加料蒸发装置的

设计

设计者：班级食品科学与工程

姓名—学号—指导教师：

设计成绩：日期：2012.10

黑龙江八一农垦大学食品学院

目录

1.设计任务..................................1

2.设计方案简介..............................2

3.三效并流蒸发设计计算......................4

4.蒸发器的主要结构尺寸的计算................15

5.蒸发装置的辅助设备的选用计算..............17

6.三效蒸发器结构尺寸确定....................20

7.附图......................................22

8.参考文献..................................22

9.后记......................................23

1设计任务

1.1设计题目

蔗糖水溶液三校并流加料蒸发装置的设计。

1.2设计任务及操作条件

1.2.1处理能力3万屯/年蔗糖水溶液

1.2.2设备型式中央循环管式蒸发器

1.2.3操作条件

1.23.1蔗糖水溶液的原料液浓度为11%,完成液的蔗糖浓

度57%,原料液温度为第一效沸点温度

1.23.2加热蒸汽压力为200kPa(绝压)，冷凝器压力为

15kPa(绝压)

1.2.3.3各效蒸发器的总传热系数Ki=1500W/(m2」C),

22

K2=1000W/(m-℃),K3=800W/(m-℃)

1.23.4原料液的比热容为3.768Kj/(kg.℃),各效蒸发器中料

液液面高度为：L5m

1.2.3.5三效中的液体平均密度为

1120kg/m31260kg/m31270kg/-3

1.23.6各效加热蒸汽的冷凝液均在饱和温度下排出。假设

各效的传热面积相等，并忽略热损失

1.2.3.7每年按300天计，每天24小时连续运行

1.2.3.8厂址：大庆地区

2.设计方案简介

2.1多效蒸发的目的是：通过蒸发过程中的二次蒸汽再利用，以

节约蒸汽的消耗，从而提高蒸发装置的经济性。目前根据加热蒸汽

和料液流向的不同，多效蒸发的操作流程可以分为平流、逆流、并

流和错流等流程。本设计根据任务和操作条件的实际需要，采用了

并流式的工艺流程。并流流程也称顺流加料流程（如图1）,料液

与蒸汽在效间同向流动。因各效间有较大的压力差，液料自动从前

效流到后效，不需输料泵；前效的温度高于后效，料液从前效进入

后效呈过热状态，过料时有闪蒸出现。此流程有下面几点优点：①

各效间压力差大，可省去输料泵；②有自蒸发产生，在各效间不必

设预热管；③由于辅助设备少，装置紧凑，管路短，因而温度损失

小；④装置操作简便，工艺条件稳定，设备维修工作减少。同样也

存在着缺点：由于后效温度低、浓度大，因料液的黏度增加很大,

降低了传热系数。故，本流程只适应于黏度不大的料液。

2.2蒸发器简介

随着工业蒸发技术的发展，蒸发设备的结构与型式亦不断改

进与创新，其种类繁多，结构各异。根据溶液在蒸发中流动情况大

致可分为循环型和单程型两类。循环型蒸发器可分为循环式、悬筐

式、外热式、列文式及强制循环式等；单程蒸发器包括升膜式、降

膜式、升一降膜式及刮板式等。还可按膜式和非膜式给蒸发器分类O

本设计采用了中央循环管式蒸发器,下面就其结构及特点作简要介

绍。

2.2.1中央循环管式蒸发器

中央循环管式蒸发器（如图2）又称标准蒸发器。其加热室由

一垂直的加热管束（沸腾管束）构成，管束中央有一根直径较大的

管子叫做中央循环管，其截面积一般为加热管束截面积的40%〜

100%o加热管长一■般为1〜2m,直径25〜75mm,长径比为20〜

40o其结构紧凑、制造方便、操作可靠，是大型工业生产中使用广

泛且历史长久的一种蒸发器。至今在化工、轻工等行业中广泛被采

用。但由于结构上的限制，其循环速度较低（一般在0.5m/s以下）;

管内溶液组成始终接近完成液的组成，因而溶液的沸点高、有效温

差小；设备的清洗和检修不够方便。其适用于结垢不严重、有少量

结晶析出和腐蚀性较小的溶液。

2.2.2强制循环蒸发器

强制循环蒸发器（如图3）是依靠外加力——循环泵使液体进

行循环。它的加热室有卧式和立式两种结构，液体循环速度大小由

泵调节，根据分离室循环料液进出口的位置不同，它又可以分为正

循环强制蒸发器及逆循环强制蒸发器,循环料液进口位置在出口位

置上部的称为正循环，反之为逆循环。逆循环强制蒸发器具有更多

优点。

液体在加热管内的循环流速通常在L2-3.0米/秒范围之内

（当悬液中晶粒多，所用管材硬度低，液体粘度较大时,选用低值）,

加热管可以是立式单程，立式双程，卧式单程，卧式双程，后两者

设备总高较小但管子不易清洗且易磨损管壁。

循环泵的扬程要与循环系统的阻力匹配，一般是流量大扬程

低。由于溶液温度接近沸点在泵的选型时要注意气蚀问题。

强制循环蒸发器用于避免在加热面上沸腾的产品而形成结垢

或产生结晶。为此，管中的流动速度必须高。当循环液体流过热交

换器时被加热，然后在分离器的压力降低时部分蒸发，从而将液体

冷却至对应该压力下的沸点温度。由于循环泵的原因，蒸发器的操

作与温差基本无关。物料的再循环速度可以精确调节。蒸发速率设

在一定的范围内。在结晶应用中，晶体可以通过调节循环流动速度

和采用泵强制循环，具有蒸发速率高，浓度比重大，特别适用于浓

度或粘度较高物料的蒸发；

强制循环蒸发器蒸发设备的一类。溶液在设备内的循环主要依

靠外加动力所产生的强制流动。循环速度一般可达1.5-3.5米/秒。

传热效率和生产能力较大。原料液由循环泵自下而上打入，沿加热

室的管内向上流动。蒸汽和液漠混合物进入蒸发室后分开。蒸汽由

上部排出，流体受阻落下，经圆锥形底部被循环泵吸入，再加入吸

热管，继续循环。

3.三效并流蒸发设计计算

3.1估计各效蒸发量和完成液浓度

FXO=(F-W)X%3...................................................................(1)

其中F一每小时的进料量，Kg/h

W一每小时的水份蒸发总量，Kg/h

/、

W=F1-&300000000.11

x(l-)=336Ug//z

300x240.57

IX3J

因并流加料，存在着自蒸发，又蒸发中无额外蒸气引出，可取

Wl：W2：W3=l:1.1:1.2

因为W=W1+W2+W3=3.3W1计算出各效的蒸发量

均=3；，=1018.5kg/h

W2=l.1x1018.5=1120.0kg/h

W3=1.2X1120.0=1222.2kg/h

c、

由(1)式得1-工…....................................(2)

ilX3j

由(2)式得XL尸您计算出各效的浓度

b-Lwi

FXo

r=——=----4166x0.11----二。2259

4166-1018.5-1120,

%=0・568

3.2估计各效液的沸点和有效总温差

设各效间压力降相等，则总压力差为

工2=ppk=200-15=185kpa

各效间的平均压力差

Ap,=W^=^=61.67kpa

由各效压力差可求得各效蒸发室的压力，即

P；=P]-A/Z=200-61.67=138.33kpa

P，=2A/9.=200-2x61.67=76.66kpa

p；=p；=i5kpa

表1有关资料列表

效数IIIIII

二次蒸汽压力p；,kpa138.376.715

二次蒸汽温度冗，℃108.892.153.5

（即下一效加热蒸汽温度）

二次蒸汽的气化潜热人2245.72280.62370.0

kj/kg（即下一加热蒸汽的

氢化热）

3.2.1求各效因溶液沸点而引起的温度损失△'

根据各效二次蒸气温度和各完成液浓度xi,由蔗糖水溶液杜林线

图可得各效蔗糖的沸点已分别为

5608

4=108.9℃j=92.76℃tA3=-℃

则各效由于溶液沸点比水的沸点升高而引起的温差损失

A；=〃「T；=108.92J08.8=0』℃

A2=tA2-T；=92.76-92.1=0.8℃

A；=tA3-T；=56.08-53.5=2.6℃

所以EA'=0.1+0.8+2.6=3.5℃

3.2.2求由于液柱静压力而引起的温度损失A,

为方便起见，以液层中点处压力和沸点代表整个液层的平均压力和

平均温度，根据流体静力学方程，液层的平均压力

尸av=尸;+(其中I为液面高度，m)................(3)

n、P°、glcoc1.04413x9.81x1.5,

所以Pavi=P1+=138.3+-------2-------=145.93a

cZP2glr,r1.14347x9.81x1.5。…

尸av2=Pi+1；—=76.7H----------------=S5.1kpa

cZP1.27123x9.81x1.5»“

Pav3=p+匕学一=15+---------------=24.43a

由平均压力查得对应饱和温度为

,=110.3℃=94.8℃,=62.7℃

JT-pavl-TLpav2?T-Lpav3

所以^'=1^-7；=110-3-108.8=1.5℃

A；'=T^2-T；=94.8-92.1=2,7℃

A'=丁2T；=62.7-53.5=9.2℃

故EA''=1.5+2.7+9.2=13.4℃

3.2.3由流动阻力引起的温差损

取经验值1℃,即ZA；''=A；''=A；''=I℃，则ZA、''=3℃

综合(D(2)(3)步得总温度损失

EA=ZA'+EA''+EA"'=3.5+13.4+3=19.9

℃

3.2.4各效料液的温度和有效总温差

各效温度损失ZA=ZA；+ZA；'+ZA；''

得ZA^Ai+A；'+A；''=0.1+1.5+1=2.6℃

EA2=A2+A；＞+A；''=0-8+2.7+1=4.5℃

EA3=A；+A；'+A；''=2.6+9.2+1=12.8℃

各效料液的温度为由力=……T；+&

ti=T；+A=108.8+2.6=111.4℃

t2=T；+A2=92.1+4.5=96.6℃

t3=T；+A,=53.5+12.8=66.3°。

因

由手册查得200kPa饱和汽温度为120.2℃,气化潜热为

2204KJ/Kg,所以ZAt=EA,=120.2-53.5-19.9=46.8℃

3.3加热蒸气消耗量和各效蒸发水量的初步计算

由热量衡算式

F；

Q=Dr.=(cp0-Wicpw-W2cpwWn-iGwfc-加)+W*+Q

(4)

在(4)式，其中D—第i效加热蒸气量,Kg/h

八一第i效加热蒸汽的汽化潜热,KJ/K

1•；一第i效二次蒸汽的汽化潜热,KJ/K

Cp。一原料液的比热容,KJ/(Kg/℃)

加加一分别为第i效和第i-1效溶液的温度(沸点)，℃

Qi一热损失量,K.J

由(4)式两边同时除以得：

Wi=D%/r；+(尸cp0-Wlcpw-W2cpw---Wn.iri-Qjn…

(5)

由式(5)去掉Q；/r\乘以热利用系数ni,表示上式得：

F

\Dirjn+(Go-WicpwW2cpw-W〃一i-九)//Q；/r\

对于沸点进料％=力，考虑到蔗糖溶液浓度浓缩热影响,

热利用系数算式为7；=0.98-0.7\

其中Ay为第i效蒸发器中液料溶质质量分数的变化.

rj=0.98-0.7x(0.1456-0.11)=0.9551

=0.98-0.7x(0.2259-0.1456)=0.9238

7；=0.98-0.7x(0.568-0.2259)=0.7405

第I效热衡算式为

I八fl)

Dlrl22046

=09551......................(a)

二."-DIW7=0.9376JD1

R

第II效热衡算式为

Go-1

W2=72W*+(FWiGJU

r2r2

2245,NT(-“__-crYYT111.4-96.6

—一八0.c92c3r8cx「------XX7+(4166x3.768-4.187\X7)、x----------

_2280,6VV1vvv172280,6_

=0.8846W1+94.1.................................(b)

同理得第卬效

03=/［亚书+1金-卬A-忆。J女马

7

丫3、r3

966663

=0.7405义J2280”vw+(4166x3.768-4.187W「4.187vw)---

2370W2'vvivv2/2370.0

=0.6729W,一0-0396W|+148.6

又WI+W2+W3=3361..................................(d)

联解(a)(b)(c)(d)

W「1212.2kg/hW，=1166.4kg/h

W.「982.4kg/hD「1292.9kg/h

3.4蒸发器传热面积估算

2

sQ=Dr.

K攸、

T.

292c610=0.791x106讨

Ati=T/%=1202-111.4=8.8℃

=0791X10：=5915m2

5i

KAti1500x8.8

T.

1212.2x2245.7x10

=0.756x10%

Q2=W,r23600

At?=-心=T；=108.8-96.6=12.2℃

Q,0.7056x1062

=-----------=61.9m

K2At21000x122

a

=1166.4x2280.6xJ0=0.739xlQ6ff

Q3W2n=3600

八右=1力=冗%=92.1-66.3=25.8℃

义6

0.7391A

_a"KT5=-10=35.8

K3At3800X25.8

m2

误差1_2=1_焉=0.422>0.()5,误差较大，应调整各效有效

2\max61.98

温差，使三个蒸发器的传热面积尽量相等。

3.5有效温差的分配

取平均值s=59.99X8.8+6L98X122+35.8X25.8=4719

46.8

若使各Q值保持不变则有sA彳=SVU

其中是各效经过有效温差再分配后的温差

4；=3AL答X8.8=11.2℃

./61.98

At2=^^=^-><12.2=16.1C

武=:八人箸义25.8=19.6℃

3.6重复上述步骤

3.6.1计算各效料液的质量分数

为=上五="(Hln55

A1歹-W|4166-1212.2

v=---'x。--=---4166x0.11----=0256

歹-W「W，4166-1212.2-1166.4

X3=0.508

3.6.2计算各效料液温度

因末效完成液浓度和二次蒸发气压力均不变，各种温度差损

失可视为恒定，故末效溶液温度仍为66.3℃即t3=66.3℃则第ni效

加热蒸汽的温度为73=九=八+Ar；=66.3+19.6=85.9°。

查杜林图，得第n效料液沸点为tA2=92.76℃,由液柱静压力及流

动阻力引起的温度损失可视为不变，故第n效的料液温度为

t2=j+A；+A：=86.3+2.7+l=90℃

同理T?=T；=右+加；=90+16.1=106.1℃

查杜林图，得第一效料液沸点为=108.92°。，则

t1="+A；+A；〃=108.92+1.5+l=llL5℃

t1=TrAt；=120.2-11.2=109℃

由上知，各种温差损失变化不大，无需重新计算。故有效总温差不

变，即^At=46.8℃

温差重新分配后各效温度列于表2

表2各效温差重新分配表

效次IIIIII

加热蒸汽温Tl=120.2T；=106.1T；=85.9

度，。C

有效温度，℃AmAt；=19-6

料液温度（沸/09「90『6.3

点），℃

3.6.3各效热量衡算

查手册得出T；=106.1℃=2234.7kJ/kg

T；=85.9℃£=2285.5kJ/kg

；=2370.0,

xr3T/v

T3=53.5℃kJ/kg

第I效

4=0.98-0.7.=0.98-0.7x(0.155-0.11)=0.948

Dm

9482204.6

Wi=7'=°-Di——=°-935D,

r\t2234.7

第H效

=0.98-0.7.=O-98-0.7x(0.256-0.155)=0.9093

+屋。

W2=72"c"

2234.7…-1H.5-90

=0.9093x^jW1+(4166x3,768-4.187W1)x^?r

=0.798Wi+405.2...............................(f)

第ni效

=0.98-0.7Ax,=°-98-0.7x(0.585-0.256)=0.80

+F

W3=73'(CP0-W1CPW-W2D

1兀r3J

22855(19Q66.3

).0.80+41660x3368-4.187.-4.187TT----------

2374.0TWJ/2IWi\V7)2374.6

0.702W2-0-0179WI+77.13

=.............(g)

又WI+W2+W3=3822.........................(h)

联解(e)⑴(g)(h),得

二1228kg/hW2=1178kg/h

W3=955kg/hDi="[dkg/h

与第一次结果比较，相对误差为:

1212

=0.013

1228

1166

0.010

'1178

982

=0.020

955

计算结果均在0.05以下，故各效蒸发量计算结果合理

3.6.4蒸发器传热面积计算

1314X2204.x..

1U=0.804X1八6

e，=D.rr360010

At；=lL2℃

0.804x106

6.=47.8m2

KAt；1500x11.2

1128x2234.7x103

Q2=Wj；==0.762xl06w

3600

At；=i6』℃

6

Q2_0,762x10

s2KAt：1000X16]

a

1178x2285.5x10

=0.7747x106w

Q3=W2r2=

3600

At；=19.6。。

6

Q3_0.747XIQ

S47.6m2

3K3At；800x19.6

V473

误差=1---=0.010<0.05

Q47.8

2max

选代计算结果合理，取平均传热面积S=47.5m2

3.7计算结果列表

表3计算结果表

效次IIIIII冷凝器

加热蒸汽温120.2106.1685.953.5

度一,℃

操作压力125601414

P、，kpa

溶液温度111.590.066.3

(沸点上℃

完成液浓度15.525.650.8

蒸发量Wi，11281178955

kg/h

蒸汽消耗量1314

D,kg/h

传热面积47.547.547.5

S,，m2

4.蒸发器的主要结构尺寸的计算

4.1加热管的选择和管数的初步估算

所需管子数n=：

TidOyL-O.l)

其中s—蒸发器的传热面积，m2,由前面的工艺计算决定

dO一加热管外径，m

L—加热管长度，m,取L=2m,d0=57mm

47.5

有'=..........；=139.6-140根

1n13.14x0.057x(2-0.1)

4.2循环管的选择

有经验公式循环管内径Di=-0.i)n/，因为S较大，取

0.4口d.=JS4义140x0.050=0.374m

D

取。尸0.374m

4.3加热室直径及加热管数目的确定

按正三角形排列，管束中心在线管数

"c~1.lVn=l.lxJ140=13根

加热时内径0=优-1)+2/?

其中t为管心距，取0.07m,b'=ld0

D=0.07x(13-1)+2x1x0.057=.0.954m

取=954mm

w

4.4分离室的体积v其中W为某效蒸发器的二次蒸气

3600pu

流量，kg/hP为某效蒸发器的二次蒸气的密度，kg/m3,U为蒸气

体积强度，一般允许值为Ll—L5m"(mis)取W=W-3=955.O

kg/hP=0.1301kg/m3U=1.5m3/(m3•s)所以

V=9550/3600=J3593分离室高度H与直径D的关系:

0.1301x1.5111

V=^£)2H,D==954mm求出H=1.90m

4.5接管尺寸的确定

流体进出口的内径d=、鳖计算

V初

4.5.1热蒸汽进口，二次蒸汽出口，其中Vs为流体的体积流

口W955.0/3600

Vs=—=--------------2.04m%

P0.1301

u为流体的流速3。侬，计算出d1皆=。294m

取管为530X15验算出u=4x2.04=64.96m/s

3.14x0.2

4.5.2溶液进出口，因为第一效的流量最大，所以取其为计算量

6250.0/3600

Vs==1.55X103

1120

因为其流动为强制流动，，u=0.8-15m/s,所以取u=4m/s则

3

有d=芈®。5m,取管为638X2.5则实际

流速为u=3.825m/s

4.5.3冷凝水出口，取W=955.0kg/h计算

Vs=>955鬻00..XU

按自然流动的液体计算，u=0.08—0.15m/s,取u=0.12m/s,则计算

出d=0.0321m

取管6108X9实际流体流速为

4x2.658x10-4,

u=----------------=0.328m/s

314x0.032V

5.蒸发装置的辅助设备的选用计算

5.1气液分离器

5.1.1本设计采用的是惯性式除沫器，其主要作用是为了防止损失

有用的产品或防止污染冷凝液体。其性能参数如表4

表4惯性式除沫器性能参数如表

捕捉雾滴的直压力降分离效率气速范围

径

>50|im196〜588Kpa85〜90%常压12〜25mzs

减压>25m/s

5.1.2分离器的选型

由DOyDlDI：D2：D3：=1：1,5：2.0H=D-3

h=(0.4〜0.5)D1其中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一除沫器的总高度，m

h—除沫器的内管顶部与器顶的距离，m

所以Dl=D0=0.53mD2=0.795mD3=1.06m

H=D3=1.06mh=0.4D1=0.212m

5.2蒸汽冷凝器的选型设计

5.2.1本设计采用的是多层孔板式蒸汽冷凝器，其性能参数

表5多层孔板式蒸汽冷凝器性能参数表

水气接触压强塔径范围结构与要求水量

面积1067〜大小均可较简单较大

2000P

5.2.2蒸汽冷凝器的选型

5.2.1.1冷却水量的确定

查多孔板冷凝器的性能曲线得15kPa的进口蒸汽压力,冷却水

进口温度20clm3冷去I：水可冷去口蒸汽量为X=49Kg,得

V,=—=19.493lh与实际数据比,VL偏小，故应取VL'

▼L491m11

=1.2VL=23.388m3/h

5.2.1.2冷凝器的直径：取二次蒸汽的流速u=15m/s

fn，lnI4x955.0/3600八…

贝LID=J"v=J-------------------=0.416m

\Tip/j.V3.14x15x0.1301

5.2.1.3淋水板的设计

因为D>500mm,取淋水板8块

淋水板间距以经验公式Ln+l=0.7Ln计算，取L末=0.15m

即L-7=0.15m.依次计算出：L6=LI=些=o,21

0.70.7

L，七用二。43

2^2o.6i0-61

0.7=0.7=0.70.7

L2_087

0.70.7

弓型淋水板的宽度B'=0.8D=0.8X699=559.2mm

B=0.5D+50=0.5X699+50=399.5mm

其中B'为最上面的一块板，B为其它板

淋水板堰高h,取h=50mm

淋水板孔径冷却水循环使用，取8mm

淋水板孔数淋水孔流速Uo=〃以丽

其中n-淋水孔的阻力系数，n=0.95〜0.98

-水孔收缩系数，甲=0.80〜0.82

h-淋水板堰高,m

取n=0.98=0.82计算u0=0.98X

0.8272x9.81x0.05=0.80m/s

孔数n=-------山----=---------........=533个

22

36OOx^Wo3600X^X0.80X0.008

考虑到长期操作时易造成孔的堵塞，取最上层孔数为

1.15n=l.15X533=612个,其它各板孔数应加大5%,即

1.05n=1.05X533=560个

淋水孔采用正三角形排列。

6.三效蒸发器结构尺寸确定

6.1三效蒸发器主要结构尺寸和计算结果

表6蒸发器的主要结构尺寸的确定

加热管主要结构设计尺寸

加热管（无缝钢管）管径规格0570X3.