雙效并流蒸發(fā)器設計說明

1、食品工程原理課程設計說明書設計題目： 姓 名： 班 級： 學 號： 指導教師： 日 期： 目 錄第一章 任務書31. 設計任務及操作條件3第二章 蒸發(fā)工藝設計計算3§2·1蒸濃液濃度計算3§2·2溶液沸點和有效溫度差的確定4§2·2·1各效由于溶液的蒸汽壓下降所引起的溫度差損失5§2·2·2各效由于溶液靜壓強所因引起的溫度差損失5§2·2·3由經驗不計流體阻力產生壓降所引起的溫度差損失6§2·4蒸發(fā)器的傳熱面積和有效溫度差在各效中的分布8

2、7;2·5有效溫差再分配8第三章 蒸發(fā)器工藝尺寸計算11§3·1 加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計11§3·1·1加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計11§3·1·2循環(huán)管的選擇11§3·1·3加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定11§3·1·4分離室直徑與高度的確定12§3·2接管尺寸的確定13§3·2·1溶液進出口13§3·2·2加熱蒸氣進口與二次蒸汽出口13§3·

3、;2·3冷凝水出口13第四章、蒸發(fā)裝置的輔助設備13§4·1氣液分離器13§4·2蒸汽冷凝器14§4·2·1由計算可知,進入冷凝器的二次蒸汽的體積流量可計算得到冷凝器的直徑D14第五章 工藝計算匯總表14第六章 工藝流程圖、蒸發(fā)器設備簡圖及加熱器的管子排列圖15§4·1工藝流程圖15§4·2中央循環(huán)管切面圖15第七章 課程設計心得16參考文獻：17第一章 任務書1. 設計任務及操作條件含固形物16%（質量分率，下同）的鮮牛乳，擬經雙效真空蒸發(fā)裝置進行濃縮，要求成品濃度為49%

4、，原料液溫度為第一效沸點（60），加熱蒸汽壓力為450kPa(表)，冷凝器真空度為94kPa，日處理量為15噸/天，日工作時間為8小時，試設計該蒸發(fā)過程。假定采用中央循環(huán)管式蒸發(fā)器，雙效并流進料，效間流動溫差損失設為1K，第一效采用自然循環(huán)，傳熱系數(shù)為900w/(m2·k)，第二效采用強制循環(huán)，傳熱系數(shù)為1800w/(m2·k)，各效蒸發(fā)器中料液液面均為1m，各效加熱蒸汽的冷凝液均在飽和溫度下排出，并假設各效傳熱面積相等，忽略熱損失。第二章 蒸發(fā)工藝設計計算§2·1蒸濃液濃度計算多效蒸發(fā)的工藝計算的主要依據(jù)是物料衡算和、熱量衡算及傳熱速率方程。計算的主要

5、項目有：加熱蒸氣（生蒸氣）的消耗量、各效溶劑蒸發(fā)量以及各效的傳熱面積。計算的已知參數(shù)有：料液的流量、溫度和濃度，最終完成液的濃度，加熱蒸氣的壓強和冷凝器中的壓強等。蒸發(fā)器的設計計算步驟多效蒸發(fā)的計算一般采用試算法。(1)根據(jù)工藝要求及溶液的性質，確定蒸發(fā)的操作條件（如加熱蒸氣壓強及冷凝器的壓強），蒸發(fā)器的形式、流程和效數(shù)。(2)根據(jù)生產經驗數(shù)據(jù)，初步估計各效蒸發(fā)量和各效完成液的濃度。(3)根據(jù)經驗假設蒸氣通過各效的壓強降相等，估算個效溶液沸點和有效總溫差。(4)根據(jù)蒸發(fā)器的焓衡算，求各效的蒸發(fā)量和傳熱量。(5)根據(jù)傳熱速率方程計算各效的傳熱面積。若求得的各效傳熱面積不相等，則應按下面介紹的方法

6、重新分配有效溫度差，重復步驟（3)至（5），直到所求得各效傳熱面積相等（或滿足預先給出的精度要求）為止。F=1875kg/h 總蒸發(fā)量:W=F（1-）=1875(1-)=1262.8kg/h 并流加料蒸發(fā)中無額外蒸汽引出,可設:W2 =1:1.1 而W=W1+W2 =1262.8kg/h 由以上三式可得:W1=601.4kg/h;W2=661.4kg/h;設各效間的壓強降相等，則總壓強差為： X1=0.24; X2= =0.49§2·2溶液沸點和有效溫度差的確定由各效的二次蒸汽壓強從手冊中查得相應的二次蒸汽溫度和汽化潛熱列與下表中: 蒸汽壓力（KPa）溫度()汽化熱(kJ/

7、kg)一效加熱蒸汽551155.32101.9一效二次蒸汽19.9602393.9二效加熱蒸汽19.8592313.4二效二次蒸汽7.439.82401.6進冷凝器蒸汽738.82403.8 多效蒸發(fā)中的有效傳熱總溫度差可用下式計算：有效總溫度差 式中 -有效總溫度差，為各效有效溫度差之和，。-第一效加熱蒸氣的溫度，。-冷凝器操作壓強下二次蒸氣的飽和溫度，。-總的溫度差損失，為各效溫度差損失之和， =/+/+/式中 /- 由于溶液的蒸汽壓下降而引起的溫度差損失，/-由于蒸發(fā)器紅溶液的靜壓強而引起的溫度差損失，/-由于管道流體阻力產生壓強降而引起的溫度差損失，§2·2

8、3;1各效由于溶液的蒸汽壓下降所引起的溫度差損失 則 f =0.0= = =0.28 =.0= 0.66 =1.19 =0.28+1.19=1.5 §2·2·2各效由于溶液靜壓強所因引起的溫度差損失 由于蒸發(fā)器中溶液靜壓強引起的溫度差損失 某些蒸發(fā)器在操作時，器內溶液需維持一定的液位，因而蒸發(fā)器中溶液內部的壓強大于液面的壓強，致使溶液內部的沸點較液面處的為高，二者之差即為因溶液靜壓強引起的溫度差損失，為簡便起見，日夜內部的沸點可按液面和底層的平均壓強來查取，平均壓強近似按靜力學方程估算：pm=p/+式中 pm蒸發(fā)器中 液面和底層的平均壓強，pap/二次蒸氣的壓強，

9、即液面處的壓強，pa溶液的平均密度，-液層高度g-重力加速度，根據(jù)pm=p/+取液位高度為1米有牛乳的平均密度=1.030kg/m Pm1=25.0KPa Pm2=KPa 對應的飽和溶液溫度為: T=63.3 ; T =49.2; 根據(jù) = 式中 -根據(jù)平均壓強求取牛乳的沸點，-根據(jù)二次蒸氣壓強求得水的沸點 所以1= T- T=63.3-60=3.3 2= T - T=49.2-39.8=9.4 =3.3+9.4=12.7§2·2·3由經驗不計流體阻力產生壓降所引起的溫度差損失由于管道流體阻力產生的壓強降所引起的溫度差損失在多效蒸發(fā)中末效以前各效的二次蒸汽流到次一

10、效的加熱室的過程中由于管道阻力使其壓強降低蒸汽的飽和溫度也相應降低由此引起的溫度差損失即為，根據(jù)經驗其值可以省略。=1+1+1=3根據(jù)以估算的各效二次蒸汽壓強及溫度差損失，即可由下式估算溶液各效溶液的沸點t 所以總的溫度差損失為 =+ =1.5+12.7+3=17.2 溶液的沸點ti=Ti/+ 0.28+3.3+1=4.6 所以各效溶液沸點：t1=60+4.6=64.6，t2=38.8+11.6=50.4由手冊可查得551KPa飽和蒸汽壓的溫度為155.3，汽化熱為2101.0KJ/kg，所蒸汽壓力（KPa）溫度()汽化熱(kJ/kg)一效加熱蒸汽551155.32101.9一效溶液19.96

11、4.6一效二次蒸汽19.8602313.4二效溶液2550.4二效加熱蒸汽19.8592313.4二效二次蒸汽7.439.82401.6進冷凝器蒸汽738.82403.8§2·3加熱蒸汽消耗量和各效蒸發(fā)水量的計算第i效的焓衡算式為：有上式可求得第i效的蒸發(fā)量.若在焓衡算式計入溶液的能縮熱及蒸發(fā)器的熱損失時，尚需考慮熱利用系數(shù)一般溶液的蒸發(fā)，可取得0.960-x（式中x為溶液的濃度變化，以質量分率表示）。 第i效的蒸發(fā)量的 計算式為式中 -第i效的加熱蒸汽量，當無額外蒸汽抽出時= - 第i效加熱蒸氣的汽化潛熱 -第i效二次蒸氣的汽化潛熱-原料液的比熱 -水的比熱，-分別為 第

12、i效及第i-1效溶液的沸點-第i效的熱利用系數(shù)無因次，對于加熱蒸氣消耗量，可列出各效焓衡算式并與式（3-2）聯(lián)解而求得。 第一效的焓衡量式為:W1= 由相關手冊查得cp0=3.89Kg.)W=同理第二效的熱衡算式為:W (a) W =0.785 = 聯(lián)立(a),(b),(c)式,解得:W=707.2kg/hW=555.6kg/hD=861.4kg/h§2·4蒸發(fā)器的傳熱面積 任意一效的傳熱速率方程為 Si=式中 -第i效的傳熱速率，W。 -第i效的傳熱系數(shù)，W/（m2, ）. -第i效的傳熱溫度差， Si-第i效的傳熱面積，m2誤差為，誤差很大，應調整各效的有效溫度差，重復

13、上述計算過程。§2·5有效溫差再分配重新分配有效溫度差得，重復上述計算步驟（1） 計算各效料液濃度 由所求得的各效蒸發(fā)量，可求得各效料液的濃度，即 X1=; X2= =0.49（2） 計算各效料液的溫度 因末效完成液濃度和二次蒸汽壓力均不變，各種溫度差損失可視為恒定，故末效溶液的溫度仍為50.4，即 則第二效加熱蒸汽的溫度（也即第一效二次蒸汽溫度）為 所以第一效料液的溫度為t=82+4.6=86.6第一效料液的溫度也可下列計算t=155.3-67.7=87.6 說明溶液的各種溫度差損失變化不大，不需重新計算，股有效總溫度差不變，即溫度差重新分配后各效溫度差情況列于下表：效數(shù)

14、第一效第二效加熱蒸汽溫度155.382有效溫度差()67.731.6料液溫度()86.650.4（3）各效的熱量衡算 第一效W= （a）第二效 (b)W =0.792 （c） 聯(lián)立(a),(b),(c)式,解得W=692.4kg/hW=570.4kg/hD=887.6kg/h與第一次結果比較，其相對誤差為計算相對誤差均在0.05以下，故各效蒸發(fā)量的計算結果合理。其各效溶液濃度無明顯變化，不需重新計算（4）蒸發(fā)器傳熱面積的計算 誤差為，迭代計算結果合理，取平均傳熱面積結算結果列表效數(shù)12冷凝器加熱蒸汽溫度()155.38238.8操作壓強Pi/ (KPa)45077溶液沸點ti86.651.2完

15、成液濃度(%)25.749蒸發(fā)水量Wi Kg/h692.4570.4生蒸汽量D Kg/h887.6692.4傳熱面積Si m28.38.3第三章 蒸發(fā)器工藝尺寸計算蒸發(fā)器的主要結構尺寸（以下均以第一效為計算對象）我們選取的中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的計算方法如下。§3·1 加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計§3·1·1加熱管的選擇和管數(shù)的初步估計蒸發(fā)器的加熱管通常選用38*2.5mm無縫鋼管。加熱管的長度一般為0.62m，但也有選用2m以上的管子。管子長度的選擇應根據(jù)溶液結垢后的難以程度、溶液的起泡性和廠房的高度等因素來考慮，易結垢和易起泡沫溶液 的蒸發(fā)易選

16、用短管。根據(jù)我們的設計任務和溶液性質，我們選用以下的管子?？筛鶕?jù)經驗我們選?。篖=0.8M，382.5mm可以根據(jù)加熱管的規(guī)格與長度初步估計所需的管子數(shù)n，（根）式中S=-蒸發(fā)器的傳熱面積，m2，由前面的工藝計算決定（優(yōu)化后的面積）；d0-加熱管外徑，m； L-加熱管長度，m； 因加熱管固定在管板上，考慮管板厚度所占據(jù)的傳熱面積，則計算n時的管長應用（L0.1）m.§3·1·2循環(huán)管的選擇 循環(huán)管的 截面積是根據(jù)使循環(huán)阻力盡量減小的原則考慮的。我們選用的中央循環(huán)管式蒸發(fā)器的循環(huán)管截面積可取加熱管總截面積的40%-100%。加熱管的總截面積可按n計算。循環(huán)管內徑以D

17、1表示，則 對于加熱面積較小的蒸發(fā)器，應去較大的百分數(shù)。選取管子的直徑為： ，53根。循環(huán)管管長與加熱管管長相同為1.5m。按上式計算出的D1后應從管規(guī)格表中選取的管徑相近的標準管，只要n和n相差不大。循環(huán)管的規(guī)格一次確定。循環(huán)管的管長與加熱管相等，循環(huán)管的表面積不計入傳熱面積中。§3·1·3加熱室直徑及加熱管數(shù)目的確定 加熱室的內徑取決于加熱管和循環(huán)管的規(guī)格、數(shù)目及在管板撒謊能夠的排列方式。 加熱管在管板上的排列方式有三角形排列、正方形排列、同心圓排列。根據(jù)我們的數(shù)據(jù)表加以比較我們選用三角形排列式。管心距t為相鄰兩管中心線之間的距離，t一般為加熱管外徑的1.25

18、1.5倍，目前在換熱器設計中，管心距的數(shù)據(jù)已經標準化，只要確定管子規(guī)格，相應的管心距則是定值。我們選用的設計管心距是： 加熱室內鏡和加熱管數(shù)采用作圖法，亦可采用計算的方法。以三角形排列說明計算過程。圖1-6所示。一根管子在管板上按正三角形排列時所占據(jù)的管板面積（圖中陰影部分面積為）： 式中：a=60;t-管心距，m;當加熱管數(shù)為n時，在管板上占據(jù)的中面積 F式中：F-管數(shù)為n時在管板上占據(jù)的總面積， 管板利用系數(shù)，=0.7-0.9；當循環(huán)管直徑為D時，則棺板的總面積為 F式中：F-循環(huán)管占據(jù)管板的總面積， ； 2t中央循環(huán)管與加熱管之間的最小距離，m. 設加熱室的直徑,則： 由此求得D=559

19、m 所以殼體內徑為600m,厚度為9.0mm.§3·1·4分離室直徑與高度的確定分離室的直徑與高度取決于分離室的體積，而分離室的體積又與二次蒸汽的體積流量及蒸發(fā)體積強度有關。分離室體積V的計算式為：式中V-分離室的體積，m3; W-某效蒸發(fā)器的二次蒸汽量，kg/h; P-某效蒸發(fā)器二次蒸汽量，Kg/m3 ， U-蒸發(fā)體積強度，m3/(m3*s);即每立方米分離室體積每秒產生的二次蒸汽量。一般用允許值為U=1.11.5 m3/(m3*s)根據(jù)由蒸發(fā)器工藝計算中得到的各效二次蒸汽量，再從蒸發(fā)體積強度U的數(shù)值范圍內選取一個值，即可由上式算出分離室的體積。一般說來，各效的

20、二次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式計算得到的分離室體積也不會相同，通常末效體積最大。為方便起見，各效分離室的尺寸可取一致。分離室體積宜取其中較大者。確定了分離室的體積，其高度與直徑符合關系，確定高度與直徑應考慮一下原則：（1）分離室的高度與直徑之比H/D=12。對于中央循環(huán)管式蒸發(fā)器，其分離室一般不能小于1.8m，以保證足夠的霧沫分離高度。分離室的直徑也不能太少，否則二次蒸汽流速過大，導致霧沫夾帶現(xiàn)象嚴重。（2） 在條件允許的情況下，分離室的直徑盡量與加熱室相同，這樣可使結構簡單制造方便。（3）高度和直徑都適于施工現(xiàn)場的安放?，F(xiàn)取分離室中U=1.2m3/（m3*s）；。H=1.8m，D=

21、1.2m§3·2接管尺寸的確定流體進出口的內徑按下式計算式中 -流體的體積流量 m3/s ；U-流體的適宜流速 m/s ，估算出內徑后，應從管規(guī)格表格中選用相近的標準管。§3·2·1溶液進出口 于并流加料的三效蒸發(fā)，第一效溶液流量最大，若各效設備尺寸一致的話，根據(jù)第一效溶液流量確定接管。取流體的流速為0.8m/s；所以取38X2.5mm規(guī)格管。§3·2·2加熱蒸氣進口與二次蒸汽出口 各效結構尺寸一致二次蒸汽體積流量應取各效中較大者。取流體的流速為30m/s所以取159X4.5mm規(guī)格管。§3·2

22、·3冷凝水出口 冷凝水的排出一般屬于液體自然流動，接管直徑應由各效加熱蒸氣消耗量較大者確定。取流體的流速為0.1m/s所以取57X2.5mm規(guī)格管。第四章、蒸發(fā)裝置的輔助設備§4·1氣液分離器蒸發(fā)操作時，二次蒸汽中夾帶大量的液體，雖在分離室得到初步的分離，但是為了防止損失有用的產品或防止污染冷凝液，還需設置氣液分離器，以使霧沫中的液體聚集并與二次蒸汽分離，故氣液分離器或除沫器。其類型很多，我們選擇慣性式除沫器，起工作原理是利用帶有液滴的二次蒸汽在突然改變運動方向時，液滴因慣性作用而與蒸汽分離。取流體的流速為25m/s在慣性式分離器的主要尺寸可按下列關系確定：D0=

23、D1；D1：D2：D3=1：1.5：2 H=D3 h=0.40.5D1D0-二次蒸汽的管徑，m D1-除沫器內管的直徑，mD2-除沫器外管的直徑，m D3-除沫器外殼的直徑，m H-除沫器的總高度，m h-除沫器內管頂部與器頂?shù)木嚯x，mD1=172mm D2=258mm D3=344mm H=344mm h=86mm選取二次蒸汽流出管： 除霧器內管： 除霧器外罩管：§4·2蒸汽冷凝器蒸汽冷凝器的作用是用冷卻水將二次蒸汽冷凝。當二次蒸汽為有價值的產品需要回收或會嚴重地污染冷卻水時，應采用間壁式冷卻器。當二次蒸汽為水蒸氣不需要回收時，可采用直接接觸式冷凝器。二次蒸汽與冷凝水直接

24、接觸進行熱交換，其冷凝效果好，被廣乏采用。現(xiàn)采用多孔板式蒸汽冷凝器： §4·2·1由計算可知,進入冷凝器的二次蒸汽的體積流量可計算得到冷凝器的直徑D 取D=245mm第五章 工藝計算匯總表5.工藝計算匯總表效數(shù)12冷凝器加熱蒸汽溫度()155.38238.8操作壓強Pi/ (KPa)45077溶液沸點ti86.650.4完成液濃度(%)25.749蒸發(fā)水量Wi Kg/h692.4570.4生蒸汽量D Kg/h887.6692.4傳熱面積Si m28.38.3加熱管管徑(mm)循環(huán)管管徑(mm)加熱室內徑(mm)分離室直徑(mm)加熱管與循環(huán)管長度(mm)=38*2

25、.5=245*6.5=600*8=12001500溶液進出口管徑(mm)加熱蒸汽進口與二次蒸汽出口管徑(mm)冷凝水出口管徑(mm)分離室高度(mm)加熱管數(shù)（根）=38*2.5=159*4.5=57*2.5180053第六章 工藝流程圖、蒸發(fā)器設備簡圖及加熱器的管子排列圖§4·1工藝流程圖雙效蒸發(fā)牛乳濃縮工藝流程圖§4·2中央循環(huán)管切面圖中央循環(huán)管切面圖第七章 課程設計心得時光荏苒，白駒過隙。轉眼間，為期三周的化工原理課程設計就已經接近尾聲了?；厥淄?，心情格外的開闊，感慨頗多。我忘不了和楊老師以及同學們一起度過的日日夜夜，忘不了我們組的幾個人因為一個數(shù)據(jù)的來源而吵的面紅耳赤，更忘不了看到一個個成果的喜悅首先，要感謝楊老師能給我們提供一個進行實踐鍛煉的舞臺。以前我們學過的知識只不過是紙上談兵，而化工原理課程設計卻是以門綜合性課程，它不僅要求我們對化工設計有基礎的了解，而且還要對化工原理、化工機械基礎、化工熱力學等一系列知識能夠進行綜合的運用，同時也對計算機軟件和編程提出了較高的要求。，這次課程設計，我們小組共有5個人。作為組長，我首先對他們進行了分工：三個人負責計算，一各人負責編程，以各人負責畫圖。設計過程中，我們相互鼓勵，相互幫助，發(fā)揮團隊協(xié)作精神，齊心協(xié)力攻克了一個又一個難關，我主要負責畫圖。開始