双效蒸发课程设计汇总.docx
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双效蒸发课程设计汇总
食品工程原理课程设计说明书
设计题目：
番茄汁双效并流蒸发装置的设计
姓名：
张馨月
班级：
2014级食品科学与工程
（1）班
学号：
20144061123
指导教师：
张春芝
日期：
2016年5月21日
目录
前言4
1.1设计题目4
1.2蒸发流程特点4
1.3设计任务及操作条件4
1.3.1设备型式：
4
1.3.2操作条件4
2.设计项目5
2.1设计方案简介：
5
2.2蒸发器的工艺计算：
6
2.2.1估算各效蒸发量和完成液浓度6
2.2.2估计各效溶液的沸点和有效总温度差的估算6
2.2.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算10
2.2.4蒸发器传热面积的估算12
2.2.5有效温差的再分配13
2.2.6重复上述计算步骤13
2.3计算结果列表17
3.蒸发器的主要结构尺寸设计18
3.1.1加热管的选择和管数的初步估计 18
3.1.2循环管的选择18
3.1.3加热室直径及加热管数目的确定19
3.1.4分离室直径与高度的确定20
3.2接管尺寸的确定21
3.2.1番茄汁的进出口22
3.2.2加热蒸汽进口与二次蒸汽出口22
3.2.3冷凝水出口22
4.蒸发装置的辅助设备23
4.1气液分离器23
4.2蒸汽冷凝器24
4.3泵的选型25
5.番茄汁双效并流加料蒸发装置的流程图和蒸发器设备工艺简图26
26
6.设计总结27
7.参考文献28
前言
1.1设计题目
番茄汁双效并流加料蒸发装置的设计。
1.2蒸发流程特点
蒸发是使含有不挥发溶质的溶液沸腾汽化并移出蒸汽，从而使溶液中溶质浓度提高的单元操作。
蒸发具有它独特的特点：
从传热方面看，原料和加热蒸汽均为相变过程，属于恒温传热：
从溶液特点分析，有的溶液有晶体析出、易结垢、易生泡沫、高温下易分解或聚合，粘度高、腐蚀性强；从传热温差上看，因溶液蒸汽压降低，沸点增高，故传热温度小于蒸发纯水温度差；从泡沫夹带情况看，二次蒸汽夹带泡沫，需用辅助仪器除去；从能源利用上分析，可以对二次蒸汽重复利用等。
这就需要我们从五个方面考虑蒸发器的设计。
随着工业蒸发技术的发展，蒸发器的结果和形式也不断的改进。
目前蒸发器大概分为两类：
一类是循环型，包括中央循环管式、悬筐式、外热式、列文式及强制循环式等；另一类是单程型，包括升膜式、降膜式、升——降膜式等。
这些蒸发器形式的选择要多个方面综合得出。
现代化工生产实践中，为了节约能源，提高经济效益，很多厂家采用的蒸发设备是多效蒸发。
因为这样可以降低蒸汽的消耗量，从而提高蒸发装置的各项热损失。
多效蒸发流程课分为：
并流流程、逆流流程、平流流程及错流流程。
在选择形式时应考虑料液的性质、工程技术要求、公用系统的情况等。
1.3设计任务及操作条件
1.3.1设备型式：
中央循环管式蒸发器。
图1-1中央循环管式蒸发器
1.3.2操作条件
（1）蒸发器处理能力为日产量为36吨/天，含固形物为4.4%的番茄汁，成品浓度为22%；原料液温度为第一效沸点温度。
（2）加热蒸汽压力为200kPa（绝压）．冷凝器压力为95kPa（绝压）；
（3）K1=900W／（m2·℃），K2=1800W／（m2·℃）
（4）番茄汁的比热为4.01kJ/kg·℃。
（5）各效蒸发器中料液液面高度为：
1m；
（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。
（7）每年按300天计，日工作量是8小时。
（8）厂址：
大庆地区。
2.设计项目
2.1设计方案简介：
本次设计要求采用中央循环管式蒸发器，在工业上被称为标准蒸发器。
其特点是结构紧凑、制造方便、操作可靠等。
它的加热室由一垂直的加热管束构成，在管束中央有一根直径较大的管子，为中央循环管。
结构和原理：
其下部的加热室由垂直管束组成，中间由一根直径较大的中央循环管。
当管内液体被加热沸腾时，中央循环管内气液混合物的平均密度较大；而其余加热管内气液混合物的平均密度较小。
在密度差的作用下，溶液由中央循环管下降，而由加热管上升，做自然循环流动。
溶液的循环流动提高了沸腾表面传热系数，强化了蒸发过程。
这种蒸发器结构紧凑，制造方便，传热较好，操作可靠等优点，应用十分广泛，有"标准蒸发器"之称。
为使溶液有良好的循环，中央循环管的截面积，一般为其余加热管总截面积的40%～100%；加热管的高度一般为0.6～2m；加热管径多为25～75mm之间。
但实际上，由于结构上的限制，其循环速度一般在0.4～0.5m/s以下；蒸发器内溶液浓度始终接近完成液浓度；清洗和维修也不够方便。
在蒸发操作中，为保证传热的正常进行，根据经验，每一效的温差不能小于5～7。
通常，对于沸点升高较大的电解质溶液，应采取2～3效。
由于本次设计任务是处理番茄汁。
这种溶液是一种沸点升高较大的电解质，故选用两效蒸发器。
另外，由于番茄汁是一种粘度不大的料液，故多效蒸发流程采用并流法操作。
多效蒸发器工艺设计的主要依据是物料衡算、热量衡算及传热速率方程。
计算的主要项目为蒸发器的传热面积。
2.2蒸发器的工艺计算：
图2-1并流加料双效蒸发的物料衡算和热量衡算示意图
2.2.1估算各效蒸发量和完成液浓度
P=36000*300/300*8=4500kg/h
F=P*x2/x0=4500*0.22/0.04=8250kg/h
总蒸发量W=F（1-（x1/x2））=8250*（1-（0.04/0.22））=6750kg/h
W1:
W2=1：
1
W=W1+W2
W1=W2=3375kg/h
x1=Fx1/（F-W1）=8250*0.04/（8250-3375）=0.068
x2=Fx0/（F-W1-W2）=8250*0.04/（8250-3375-3375）=0.22
以上各式中:
W——总蒸发量，kg/h;
Wi——各效蒸发量，kg/h;
F——原料液流量，kg/h;
x0、xi——原料及各效完成液浓度（质量%）
2.2.2估计各效溶液的沸点和有效总温度差的估算
各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差
△P=（P1-P‘k）/2=（200-95）/2=52.5kPa
式中△P——各效加热蒸汽压强与二次蒸汽压强之差，kPa；
P1——第一次加热蒸汽的压强，kPa；
P‘K——末效冷凝器中的二次蒸汽的压强，kPa。
由各效的二次蒸汽压力，从手册中可查得相应的二次蒸汽的温度和气化潜热列于下表中。
二次蒸汽的温度和气化潜热
效数
I
II
二次蒸汽压力P‘j，kPa
19.9
6.6
二次蒸汽温度T；t，℃
（即下一效的加热蒸汽的温度）
60
38.3
二次蒸汽的气化潜热r；t，kJ/kg
（即下一效加热蒸汽的气化潜热）
2355
2405
f1=0.0162*（60+273）2/2355=0.763
f2=0.0162*（38.3+273）2/2405=0.652
（1）各效由于溶液沸点而引起的温度差损失△；根据各效二次蒸汽温度（也即相同压力下水的沸点）和各效完成液的浓度，由表可查得各效由于溶液蒸汽压下降所引起的温度差损失为
△’1=f1（△’01）=0.763*（64.7-60）=3.57℃
△’2=f2（△’02）=0.652*（38.3-37.3）=0.652℃
所以∑△’=3.57+0.652=4.222℃
由于液柱静压力而引起的沸点升高（温度差损失）为简便计，以液层中部点出的压力和沸点代表整个液层的平均压力和平均温度，根据附表3可查得溶液平均密度分别为983.2kg/m³、993.3kg/m³。
则根据流体静力学方程，液层的平均压力为
Pm=P’+ρgL/2
所以Pm1=P1’+ρgL/2=19.9+0.9832*9.81*1/2=24.7kPa
Pm2=P2’+ρgL/2=6.6+0.9933*9.81*1=11.47kPa
由平均压力可查得对应的饱和温度为
T’m1=63.1℃，T’m2=48.2℃
所以
△’’1=T’m1-T’1=63.1-60=3.1℃
△’’2=T；m2-T’2=48.2-38.3=9.1℃
∑△’’=3.1+9.1=12.2℃
由流动阻力而引起的温度差损失△’’’取经验值1℃，即△’’’1=△’’’2=1℃，则∑△；；；=2℃
故蒸发装置的总的温度差损失为
∑△=∑△’+∑△’’+∑△’’’=4.2+12.2+2=18.4℃
（4）各效料液的温度和有效总温差，由各效二次蒸汽压力P‘i及温度差损失△i，即可由下式估算各效料液的温度ti
ti=Ti’+△i
△1=△’1+△’’1+△’’’1=3.6+3.1+1=8.7℃
△2=△’2+△’’2+△’’’2=0.7+9.1+1=10.8℃
各效料液的温度为
t1=T1’+△1=60+8.7=68.7℃
t2=T2’+△2=38.3+10.8=49.1℃
有效总温度差
∑△t=（TS-T;K）-∑△
式中：
∑△t——有效总温度差，为各有效温度差之和，℃；
T1——一效加热蒸汽的温度，℃；
T;K——冷凝器操作压强下二次蒸汽的饱和温度，℃；
∑△——总的温度差损失，为各效温度差之和，℃
由手册可查得200kPa饱和蒸气的温度为120.2℃、气化潜热为2204.6kj/kg，所以
∑△t=（TS-T;K）-∑△=120.2-38.3-18.4=63.5℃
2.2.3加热蒸汽消耗量和各效蒸发水量的初步计算
第I效的热量衡算式为
W1=η1（Diri/ri’+Fcpo）（ti+1-ti）/ri’对于沸点进料t0=t1，考虑到番茄汁浓缩热的影响，热利用系数计算式为η=0.98-0.7△xi，式中△xi为第i效蒸发器中料液溶质质量分数的变化。
η1=0.98-0.7*（0.068-0.04）=0.9604
所以W1=η1（D1r1/r1’）=0.9604D12204.6/2355=0.8991D1（a）
第II效的热量衡算式为
W2=η2[D2r2/r2’+（Fcpo-W1cpw）（t1-t2）/r2’]
η2=0.98-0.7△x2=0.98-0.7*（0.22-0.068）=0.8736
W2=η2[D2r2/r2’+（Fcpo-W1cpw）（t1-t2）/r2’]
=0.8736*[2357/2405W1+（8250*4.01-4.178W1）（68.7-49.1）/2405]
=0.8264W1+235.5
=0.8264*0.8991D1+235.5
=0.74D1+235.5（b）
又W=W1+W2=6750（c）
联解式（a）至（c），可得
W1=3573.4kg/h
W2=3176.6kg/h
D1=3974.4kg/h
D2=W1=3573.4kg/h
2.2.4蒸发器传热面积的估算
Ai=Qi/Ki△ti
式中：
Qi——第i效传热速率，W；
Ki——第i效传热系数，W/（m2℃）;
Ai——第i效传热面积，m2；
△ti——第i效的传热温差，℃
Q1=D1r1=3974.4*2204.6*103/3600=2.434*106W
△t1=T1-t1=120.2-68.7=51.5℃
A1=Q1/K1△t1=2.434*106/（900*51.5）=52.51㎡
Q2=D2r2=3573.4*2355*103/3600=2.338*106W
△t2=T2-t2=T’1-t2=60-49.1=10.9℃
A2=Q2/K2△t2=2.338*106/（1800*10.9）=119.16㎡
误差为1-Amin/Amax=1-52.51/119.16=0.4406，误差较大，应调整各效的有效温差，重复上述计算过程。
2.2.5有效温差的再分配
A=（A1△t1+A2△t2）/∑△t=（52.51*51.5+119.16*10.9）/62.4=64.15㎡
重新分配有效温度差得，
△t’1=（A1/A）△t1=（52.51/64.15）*51.5=42.16℃
△t’2=（A2/A）△t2=（119.16/64.15）*12.5=23.22℃
2.2.6重复上述计算步骤
计算各效料液浓度，由所求得的各效液蒸发量，可求各效料液的浓度，即
x1=Fx1/（F-W1）=8250*0.04/（8250-3375）=0.068
x2=Fx1/（F-W1-W2）=8250*0.04/（8250-3375-3375）=0.22
计算各效料溶液的温度，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49.1℃，即
t2=49.1℃
则第II效二次蒸汽温度为
T2=T’1=t2+△t’2=49.1+23.22=72.32℃
由第II效二次蒸汽的温度（72.32℃）及第II效料液的浓度（0.22）查找杜林线图，可得第II效料的沸点为38.2℃。
由液柱静压力及流动阻力而引起的温度差损失可视为不变，故第II效料液的温度为
t2=tA2+△；；2+△；；；2=38.2+9.1+1.0=48.3℃
同理T2=T’1=t2+△t’2=48.3+23.22=71.52℃
由第I效二次蒸汽的温度（60℃）及第I效料液的浓度（0.068）查杜林线图，可得第II效料液的沸点为64.1℃。
则第I效料液的温度为
t1=tA1+△；；1+△；；；1=64.1+3.1+1.0=67.2℃
第I效料液的温度也可由下式计算
t1=T1-△t’1=120.2-42.16=78.04℃
说明溶液的各种温度差损失变化不大，不需重新计算，故有效总温度差不变，即
∑△t=63.5℃
各效热量衡算
T1=120.2℃r1=2230kj/kg
T’1=71.52℃r1’=2329kj/kg
第I效
η1=0.98-0.7△x1=0.98-0.7*（0.068-0.04）=0.9604
W1=η1（D1r1/r1’）=0.9604D12230/2329=0.9196D1（e）
第II效
η2=0.98-0.7△x2=0.98-0.7*（0.22-0.068）=0.8736
W2=η2[D2r2/r2’+（Fcpo-W1cpw）（t1-t2）/r2’]
=0.8736*[2357/2405W1+（8250*4.01-4.178W1）（67.2-48.3）/2405]
=0.8275W1+227.1（f）
联解式（e）至式（f），可得
W1=3569.3kh/h
W2=3180.7kg/h
D1=3583.6kg/h
与第一次计算结果比较，其相对误差为
|1-3569.3/3573.4|=0.00115
|1-3180.7/3176.6|=0.00129
|1-3583.6/3974.4|=0.03832
计算相对误差均在0.05以下故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。
蒸发器传热面积计算
Q1=D1r1=3583.6*2230*103/3600=2.22*106W
△t’1=42.16℃
A1=Q1/K1△t1=2.22*106/（900*42.16）=58.5㎡
Q2=W1r’1=3569.3*2329*103/3600=2.31*106W
△t’2=23.22℃
A2=Q2/K2△t2=2.31*106/（1800*23.22）=55.3㎡
误差为1-Amin/Amax=1-55.3/58.5=0.0447<0.05，迭代计算结果合理，取平均传热面积S=56.9㎡
2.3计算结果列表
效次
I
II
冷凝器
加热蒸汽温度Ti，℃
120.2
38.5
37.5
操作压力P’i，kPa
200
71.52
15
完成液浓度xi,%
2.8
15.2
蒸发量Wi，kg/h
1087.1
1000.2
蒸汽消耗量D，kg/h
3583.6
传热面积Si，㎡
56.9
56.9
3.蒸发器的主要结构尺寸设计
3.1.1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25×2.5mm、38×2.5mm、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=1.2m ,38×2.5 mm无缝钢管可根据加热管的规格与长度初步估计所需的总管子数n’ ：
n=S/πd0（L-0.1）=44.1/（3.14*38*10-3*（1.2-0.1））=336（根）s
式中S——蒸发器的传热面积，m2，由前面的工艺计算决定；
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，则计算管子数n’时的管子长度应取（L-0.1）m。
3.1.2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%--100%。
加热管的总截面积可按n’计算。
循环管内径以D1表示，则：
πD12/4=0.7n’πdi2/4
D1=
di=
*（38-5）=506mm
3.1.3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、数目及在管板上的排列方式。
加热管在管板上的排列方式有三角形排列、正方形排列、同心圆排列。
根据数据表加以比较选用三角形排列式.管心距t为相邻两管中心线之间的距离，t一般为加热管外径的1.25～1.5倍。
目前在换热器设计中，管心距的数据已经标准化，只要确定管子规格，形影的管心距则是确定值。
表3-1管心距数据表
加热管外径d0/mm
19
25
38
57
管心距t/mm
25
32
48
70
表3-2壳体标准尺寸数据表
壳体内径/mm
400~700
800~1000
1100~1500
1600~2000
最小壁厚/mm
8
10
12
14
由于加热管的外径为38 mm，可取管心距为48mm，一根管子按正三角形排列进所占据的管板面积为：
Fmp=t2sinα=0.866t2=0.866*482=1995.3mm2
当热管n=336时，占据面积为：
F1=Fmp/Φff
式中：
F1——管数为n时在管板上占据总面积
Φ——管板利用系数，0.7~0.9
F1=336/（1995.3*0.8）=0.838m2
当循环管直径为D1=506mm时，管板的面积为：
F1=（π/4）（D1+2t）2=3.14（506+2*48）2/4=0.285m2
设加热室直径为D0，则
（π/4）D02=nt2*0.866/+（π/4）（D1+2t2）
=336*482*0.866/0.8+3.14*（506+2*48）2/4p
求得 D0=1,196m=1196mm
故可取加热管室内径为1200mm，壁厚为12mm
3.1.4分离室直径与高度的确定
分离室的直径与高度取决于分离室的体积，而分离室的体积又与二次蒸汽的体积流量及蒸发体积强度有关。
计算分离室体积V的计算式为:
V=W/3600ρU
式中V-----分离室的体积，m3;
W-----某效蒸发器的二次蒸汽量，kg/h;
ρ-----某效蒸发器二次蒸汽的密度，Kg/m3 ，
U-----蒸发体积强度，m3/（m3*s）;
即每立方米分离室体积每秒产生的二次蒸汽量。
一般用允许值为U=1.1~1.5 m3/（m3*s）,根据由蒸发器工艺计算中得到的各效二次蒸汽量，再从蒸发体积强度U的数值范围内选取一个值，即可由上式算出分离室的体积。
一般说来，各效的二次蒸汽量不相同，其密度也不相同，按上式计算得到的分离室体积也不会相同，通常末效体积最大。
为方便起见，各效分离室的尺寸可取一致。
分离室体积宜取其中较大者。
确定了分离室的体积，其高度与直径符合V=（π/4）D2H关系，确定高度与直径应考虑一下原则：
（1）分离室的高度与直径之比H/D=1~2。
对于中央循环管式蒸发器，其分离室一般不能小于1.8m，以保证足够的雾沫分离高度。
分离室的直径也不能太小，否则二次蒸汽流速过大，导致雾沫夹带现象严重。
（2）在条件允许的情况下，分离室的直径尽量与加热室相同，这样可使结构简单制造方便。
（3）高度和直径都适于施工现场的安放。
现取分离室中U=1.2 m3/（m3），则此时
V=1045.6/（3600*0.1066*1.2）=2.271m3
H=1.8m=´D=
=1.27m可取D=1.3m
3.2接管尺寸的确定
流体进口接管的内径 D=
式中 Vs-----流体的体积流量 m3/s；
u-----流体的适宜流速 m/s。
估算出内径后，应从管规格表格中选用相近的标准管。
3.2.1番茄汁的进出口
于并流加料的双效蒸发，第一效溶液流量最大，若各效设备尺寸一致的话，根据第一效溶液流量确定接管。
取流体的流速为0.8 m/s，进料处蔗糖密度为1066kg/m3，qm=2300 kg/h
d=（（4*2778/3600）1066*3.14*0.8）1/2=0.0340m
所以取Φ=38×2.5 mm 规格管
3.2.2加热蒸汽进口与二次蒸汽出口
各效结构尺寸一致二次蒸汽体积流量应取各效中较大者，加热蒸汽的绝压为138.3KPa,蒸发室的绝压为15KPa。
表3-3 流体的适宜流速
强制流体的液体，m/s
自然流体的液体，m/s
饱和蒸汽
m/s
空气及其他气体，m/s
0.8--15
0.08--0.15
20--30
15--20
饱和蒸汽适宜的流速 u==20~30m/s==此处取u=30m/s
为统一管径，取体积流量最大的末效流量为计算管径的体积流量，则
Vs3=W1/ρ1=1045.6/（0.1066*3600）=2.723m3/s
d气=
=
=116.0mm=´´===´
依据无缝钢管的常用规格选用为φ121×8mm的标准管。
3.2.3冷凝水出口
冷凝水的排出一般属于液体自然流动，接管直径应由各效加热蒸气消耗量较大者确定。
一般第I效消耗蒸汽量大。
加热蒸汽的绝压200KPa ，蒸发室138.3 KPa，此时，压强蒸汽密度为1.066 kg/m3
Vs’=D/ρ=1045.6/（1066*3600）=0.000272m3/s
D1’=
=
*103=58.86mm
依据无缝钢管的常用规格选用直径为φ60×8mm的标准管。
4.蒸发装置的辅助设备
4.1气液分离器
蒸发操作时，二次蒸汽中夹带大量的液体，虽在分离室得到初步的分离，但是为了防止损失有用的产品或防止污染冷凝液，还
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