双效真空蒸发器的设计选择Word下载.docx
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（2）根据生产经验数据，初步估计各效蒸发量和各效完成液的浓度。
（3）根据经验假设蒸气通过各效的压强降相等，估算个效溶液沸点和有效总温差。
（4）根据蒸发器的焓衡算，求各效的蒸发量和传热量。
（5）根据传热速率方程计算各效的传热面积。
若求得的各效传热面积不相等，则应按下面介绍的方法重新分配有效温度差，重复步骤（3）至（5），直到所求得各效传热面积相等（或满足预先给出的精度要求）为止。
F=
=3125kg/h
总蒸发量:
W=F
（1-
）=3125
）=2083.3kg/h
并流加料蒸发中无额外蒸汽引出,可设
:
W2=1:
1.1
而W=W1+W2=2083.3kg/h
由以上三式可得:
W1=992kg/h;
W2=1091.3kg/h;
设各效间的压强降相等，则总压强差为：
X1=
=0.21;
X2=
=0.42
2溶液沸点和有效温度差的确定
由各效的二次蒸汽压强从手册中查得相应的二次蒸汽温度和汽化潜热列与下表中:
蒸汽
压力（KPa）
温度（℃）
汽化热（kJ/kg）
一效加热蒸汽
601
158.76
2190.9
一效二次蒸汽
19.9
60
2355
二效加热蒸汽
19.8
59
2357
二效二次蒸汽
7.4
39.8
2401.6
进冷凝器蒸汽
7
38.8
2403.8
多效蒸发中的有效传热总温度差可用下式计算：
有效总温度差
式中
-----有效总温度差，为各效有效温度差之和，℃。
-----第一效加热蒸气的温度，℃。
-----冷凝器操作压强下二次蒸气的饱和温度，℃。
-------总的温度差损失，为各效温度差损失之和，℃，
=
/+
//+
///
/---由于溶液的蒸汽压下降而引起的温度差损失，℃，
//---由于蒸发器红溶液的静压强而引起的温度差损失，℃，
///----由于管道流体阻力产生压强降而引起的温度差损失，℃，
2·
1各效由于溶液的蒸汽压下降所引起的温度差损失
则
f=
=0.24℃
ｆ=
0.66
=0.77℃
=0.24+0.77=1.01℃
2各效由于溶液静压强所因引起的温度差损失
由于蒸发器中溶液静压强引起的温度差损失
某些蒸发器在操作时，器内溶液需维持一定的液位，因而蒸发器中溶液内部的压强大于液面的压强，致使溶液内部的沸点较液面处的为高，二者之差即为因溶液静压强引起的温度差损失
，为简便起见，日夜内部的沸点可按液面和底层的平均压强来查取，平均压强近似按静力学方程估算：
pm=p/+
式中pm—蒸发器中液面和底层的平均压强，pa
p/—二次蒸气的压强，即液面处的压强，，pa
—溶液的平均密度，
-液层高度
g-重力加速度，
根据pm=p/+
取液位高度为1米
有牛乳的平均密度
=1.030
kg/m
Pm1=
=25.0KPa
Pm2=
KPa
对应的饱和溶液温度为:
T
=63.3℃;
T
=49.2℃;
根据
=
--根据平均压强求取牛乳的沸点℃，
--根据二次蒸气压强求得水的沸点℃
所以
1=T
-T
=63.3-60=3.3℃
2=T
=49.2-39.8=9.4℃
=3.3+9.4=12.7℃
3由经验不计流体阻力产生压降所引起的温度差损失
由于管道流体阻力产生的压强降所引起的温度差损失在多效蒸发中末效以前各效的二次蒸汽流到次一效的加热室的过程中由于管道阻力使其压强降低蒸汽的饱和温度也相应降低由此引起的温度差损失即为
，根据经验其值可以省略。
=1+1+1=3℃
根据以估算的各效二次蒸汽压强
及温度差损失△，即可由下式估算溶液各效溶液的沸点t
所以总的温度差损失为
+
+
=1.01+12.7+2=15.71℃
溶液的沸点ti=Ti/+
0.24+3.3+1=4.54℃
℃
所以各效溶液沸点：
t1=T1′+Δ1′=60+0.24=60.24℃，
t2=T2′+Δ2′=38.8+0.77=39.57℃
由手册可查得601KPa饱和蒸汽压的温度为158.76℃，汽化热为2190.9KJ/kg，所
一效溶液
64.6
二效溶液
25
50.4
2313.4
3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的计算
第i效的焓衡算式为：
有上式可求得第i效的蒸发量
.若在焓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-△x（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
的计算式为
------第i效的加热蒸汽量，当无额外蒸汽抽出时
------第i效加热蒸气的汽化潜热
------第i效二次蒸气的汽化潜热
-----------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，可列出各效焓衡算式并与式（3-2）联解而求得。
第一效的焓衡量式为:
W1=
由相关手册查得cp0=3.89Kg.℃
W
同理第二效的热衡算式为:
（a）
=0.813
=
联立（a）,（b）,（c）式,解得:
=1178.4kg/h
=904.9kg/h
D
=1365.8kg/h
4蒸发器的传热面积和有效温度差在各效中的分布
任意一效的传热速率方程为
Si=
---第i效的传热速率，W。
----第i效的传热系数，W/（m2,℃）.
---第i效的传热温度差，℃Si-------第i效的传热面积，m2
误差为
，误差很大，应调整各效的有效温度差，重复上述计算过程。
5有效温差再分配
重新分配有效温度差得，
重复上述计算步骤
（1）计算各效料液浓度由所求得的各效蒸发量，可求得各效料液的浓度，即
X1=
;
0.42
（2）计算各效料液的温度因末效完成液浓度和二次蒸汽压力均不变，各种温度差损失可视为恒定，故末效溶液的温度仍为50.4℃，即
则第二效加热蒸汽的温度（也即第一效二次蒸汽温度）为
所以第一效料液的温度为t
=83.88+4.54=88.42℃
第一效料液的温度也可下列计算
t
=158.76-70.79=87.97℃
说明溶液的各种温度差损失变化不大，不需重新计算，股有效总温度差不变，即
温度差重新分配后各效温度差情况列于下表：
效数
第一效
第二效
加热蒸汽温度℃
83.88
有效温度差（℃）
70.79
33.48
料液温度（℃）
88.42
（3）各效的热量衡算
（b）
=0.8259
（c）
联立（a）,（b）,（c）式,解得
=1148.4kg/h
=934.9kg/h
=1403kg/h
与第一次结果比较，其相对误差为
计算相对误差均在0.05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
（4）蒸发器传热面积的计算
，迭代计算结果合理，取平均传热面积
结算结果列表
1
2
冷凝器
加热蒸汽温度（℃）
操作压强Pi/（KPa）
500
溶液沸点ti℃
完成液浓度（%）
22.48
42
蒸发水量WiKg/h
1148.4
934.9
生蒸汽量DKg/h
1403
传热面积Sim2
13.14
2蒸发器工艺尺寸计算
蒸发器的主要结构尺寸（以下均以第一效为计算对象）
我们选取的中央循环管式蒸发器的计算方法如下。
1加热管的选择和管数的初步估计
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57*3.5mm无缝钢管。
加热管的长度一般为0.6—2m，但也有选用2m以上的管子。
管子长度的选择应根据溶液结垢后的难以程度、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。
根据我们的设计任务和溶液性质，我们选用以下的管子。
可根据经验我们选取：
L=1.1M，
57
3.5mm
可以根据加热管的规格与长度初步估计所需的管子数n’，
73（根）
式中S=----蒸发器的传热面积，㎡，由前面的工艺计算决定（优化后的面积）；
d0----加热管外径，m；
L---加热管长度，m；
因加热管固定在管板上，考虑管板厚度所占据的传热面积，则计算n’时的管长应用（L—0.1）m.
2循环管的选择
循环管的截面积是根据使循环阻力尽量减小的原则考虑的。
我们选用的中央循环管式蒸发器的循环管截面积可取加热管总截面积的40%--1
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